EP3700884A1 - Verfahren zur herstellung von ethylenaminen - Google Patents

Verfahren zur herstellung von ethylenaminen

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EP3700884A1
EP3700884A1 EP18785386.6A EP18785386A EP3700884A1 EP 3700884 A1 EP3700884 A1 EP 3700884A1 EP 18785386 A EP18785386 A EP 18785386A EP 3700884 A1 EP3700884 A1 EP 3700884A1
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EP
European Patent Office
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stage
meg
ammonia
mixture
column
Prior art date
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EP18785386.6A
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EP3700884B1 (de
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Hermann Luyken
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BASF SE
Original Assignee
BASF SE
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Publication date
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Publication of EP3700884B1 publication Critical patent/EP3700884B1/de
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    • C07C—ACYCLIC OR CARBOCYCLIC COMPOUNDS
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    • C07C209/04—Preparation of compounds containing amino groups bound to a carbon skeleton by substitution of functional groups by amino groups
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    • C07C209/16—Preparation of compounds containing amino groups bound to a carbon skeleton by substitution of functional groups by amino groups by substitution of hydroxy groups or of etherified or esterified hydroxy groups with formation of amino groups bound to acyclic carbon atoms or to carbon atoms of rings other than six-membered aromatic rings
    • C—CHEMISTRY; METALLURGY
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    • C07C213/02—Preparation of compounds containing amino and hydroxy, amino and etherified hydroxy or amino and esterified hydroxy groups bound to the same carbon skeleton by reactions involving the formation of amino groups from compounds containing hydroxy groups or etherified or esterified hydroxy groups
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    • C07C215/06—Compounds containing amino and hydroxy groups bound to the same carbon skeleton having hydroxy groups and amino groups bound to acyclic carbon atoms of the same carbon skeleton the carbon skeleton being saturated and acyclic
    • C07C215/08—Compounds containing amino and hydroxy groups bound to the same carbon skeleton having hydroxy groups and amino groups bound to acyclic carbon atoms of the same carbon skeleton the carbon skeleton being saturated and acyclic with only one hydroxy group and one amino group bound to the carbon skeleton

Definitions

  • the present invention relates to a process for the preparation of ethanolamines and / or ethyleneamines starting from monoethylene glycol.
  • EDA ethylenediamine
  • EDA can be prepared by reacting 1, 2 dichloroethane with ammonia with elimination of HCl (EDC method).
  • EDC method Another large-scale process for the preparation of EDA is the reaction of monoethanolamine (MEA) with ammonia in the presence of amination catalysts (MEA process).
  • EDA monoethylene glycol
  • MEA is produced industrially by reacting ethylene oxide (EO) and ammonia.
  • EO ethylene oxide
  • ammonia As a rule, a reaction mixture is formed which, in addition to MEA, also contains higher ethanolamines, such as diethanolamine (DEOA) and triethanolamine (TEOA).
  • DEOA diethanolamine
  • TEOA triethanolamine
  • Ethylene oxide is a highly flammable gas which can form explosive mixtures with air.
  • the handling of EO is correspondingly expensive.
  • the production of MEA thus requires a technically complex EO plant with subsequent purifying distillation.
  • MEG can be produced both on the basis of petrochemical raw materials and on the basis of renewable raw materials.
  • Petrochemically MEG is also produced from EO by reaction with water. As with the reaction of EO with ammonia, it can not be prevented when reacting EO with water that already formed MEG can react with EO to form by-products, such as di- and triethylene glycol.
  • the selectivity of MEG is about 90% and is thus significantly higher than the selectivity of MEA, which is usually 70-80%.
  • Schell's omega process significantly increased the selectivity for MEG to approximately 99%. In the omega process, EO is converted with CO2 into ethylene carbonate, which is selectively hydrolyzed to MEG in the second step.
  • MEG can also be synthesized via the synthesis gas route, e.g. by oxidative carbonylation of methanol to dimethyloxalate and its subsequent hydrogenation.
  • synthesis gas route e.g. by oxidative carbonylation of methanol to dimethyloxalate and its subsequent hydrogenation.
  • natural gas or coal for the production of MEG are therefore eligible.
  • MEG may also be made from renewable resources such as corn or sugarcane by fermentation to ethanol, followed by dehydration to ethene and subsequent reaction with oxygen to produce ethylene oxide. Due to the many production variants, the availability of MEG is generally high, which generally has a positive effect on the raw material costs.
  • CN 102 190 588 describes the one-stage conversion of MEG and ammonia in the presence of Cu-containing catalysts.
  • the reaction pressure is according to the description in a range of 3 to 30 bar.
  • the reaction temperature is in the range of 150 to 350 ° C.
  • the reaction of MEG with ammonia in the gas phase is disclosed on catalysts comprising Cu and Ni as main components and Zr, Zn, Al, Ti, Mn and Ce as a minor component.
  • the composition of the resulting reaction mixtures was not disclosed.
  • reaction of MEG with ammonia and hydrogen can also be carried out in the liquid phase.
  • reaction behavior of catalysts in the gas and liquid phase usually differs considerably, so that conclusions about the reaction behavior of MEG in the gas phase on the reaction behavior of MEG in the liquid phase are generally not permitted.
  • oligomers such as diethylenetriamine (DETA), triethylenetetramine (TETA) and polymers in the case of dihydric alcohols.
  • DETA diethylenetriamine
  • TETA triethylenetetramine
  • PIP piperazine
  • No. 3,137,730 discloses the reaction of MEG with ammonia in the liquid phase at temperatures of 200-300 ° C. and pressures above 1000 psig (about 69 bar) of Cu / Ni catalysts.
  • DE 1 172 268 discloses the reaction of ethylene glycol with catalysts containing at least one of the metals Cu, Ag, Mn, Fe, Ni and Co.
  • MEG was reacted with ammonia at 180 ° C and a pressure of 300 bar in the presence of hydrogen on a cocatalyst.
  • the Chinese application CN 106607060 A discloses catalysts for the amination of MEG in the liquid phase.
  • WO 2007/093514 discloses a two-stage process for the preparation of EDA, wherein in the first process stage the amination is carried out on a hydroamination catalyst up to a maximum MEA conversion of 40% and in the second process stage a supported Ru / Co catalyst moldings is used with a small geometry and the second stage is carried out at a temperature at least 10 ° C higher than the first stage of the process.
  • the product streams obtained in the processes described are generally separated by distillation for the purpose of pure recovery of individual products, in particular the particularly desired products EDA and DETA.
  • WO 2007/093555 discloses that the work-up by distillation of the reaction products from the MEG reaction is problematical, since MEG and DETA form an azeotrope which is virtually independent of pressure and therefore can not be separated by pressure swing distillation.
  • the azeotropic composition is about 44 wt .-% MEG and 56 wt .-% DETA and has at 150 mbar a boiling point of 154 ° C, compared to the boiling point of pure MEG of 144 ° C or from pure DETA of 142 ° C, in each case at the above-mentioned pressure of 150 mbar.
  • WO 2007/093555 therefore discloses a process for the distillative separation of a product stream from the MEG reaction, in which one stage of the separation sequence is carried out as extractive distillation with triethylene glycol (TEG) from selective solvent for DETA.
  • TEG triethylene glycol
  • the bottom stream from the extractive distillation column K-III containing DETA-loaded selective solvent is preferably fed to a desorption column K-IV, and separated therein into a top stream containing DETA and a bottoms stream containing TEG.
  • the TEG-containing bottom stream from the column K-IV is preferably recycled to the extractive distillation column K-III.
  • the object of the present invention was to provide a process for preparing ethylene amines and / or ethanolamines, which is particularly resource-efficient with respect to the starting materials, energy and consumables used, in particular washing liquids.
  • the object of the present invention was achieved by a
  • step 2 2) separating hydrogen and ammonia from the effluent of step 1, characterized in that the separation of hydrogen and ammonia in step 2 comprises the steps of:
  • step 2-2 transferring the gaseous phase from step 2-1) via one or more condensers, whereby one or more liquid phases are obtained, in which ammonia is enriched, and a gaseous phase is obtained, in which hydrogen is enriched, 2-3) contacting the gaseous phase from step 2-2) with MEG to obtain a liquid phase containing MEG and ammonia and obtaining a gaseous phase containing hydrogen and optionally ammonia.
  • the present method differs from the prior art in that the ammonia separation was redesigned, so that a particularly resource-efficient method could be achieved.
  • AEEA aminoethylethanolamine
  • AEP aminoethylpiperazine.
  • EDA ethylenediamine
  • EDC ethylene dichloride
  • HEP hydroxyethyl pi perazi n.
  • HPA Heavy Polyamine (Heavy Polyamine)
  • MEA monoethanolamine
  • NMEDA N-methylethylenediamine
  • PEHA Pentaethylenehexamine
  • TEPA tetraethylene pentamine
  • TETA triethylenetetramine
  • pressures are based on absolute pressure.
  • the invention can be carried out as follows.
  • MEG is reacted in the presence of ammonia, hydrogen and a heterogeneous catalyst.
  • ethylene glycol preference is given to using technical ethylene glycol having a purity of at least 98%, and very particularly preferably ethylene glycol having a purity of at least 99% and very particularly preferably of at least 99.5%.
  • the ethylene glycol used in the process can be made from ethylene available from petrochemical processes. So usually in a first stage ethene oxidized to ethylene oxide, which is subsequently reacted with water to form ethylene glycol. However, the ethylene oxide obtained can also be converted in the so-called omega process with carbon dioxide to ethylene carbonate, which can then be hydrolyzed to ethylene glycol with water.
  • the omega process is characterized by a higher selectivity for ethyleneglycol, as fewer by-products, such as di- and triethylene glycol arise.
  • ethene can also be made from regrowing raw materials.
  • ethene can be formed by dehydration of bio-ethanol.
  • Ethylene glycol can also be made via the syngas route, e.g. by oxidative carbonylation of methanol to dimethyloxalate and its subsequent hydrogenation.
  • oxidative carbonylation of methanol to dimethyloxalate and its subsequent hydrogenation e.g. by oxidative carbonylation of methanol to dimethyloxalate and its subsequent hydrogenation.
  • the MEG used contains less than 100 ppm of sulfur. More preferably, the MEG used contains less than 20 ppm of sulfur, most preferably less than 2 ppm of sulfur. Ideally, the used MEG contains no sulfur. It is therefore advantageous to work up the freshly used MEG prior to introduction into the reaction part in such a way that any sulfur present is separated off. For this purpose, it is possible to initiate fresh MEG instead of directly into the MEG conversion (step 1), first in step b) or step 2 or step a), preferably step b), and after the separation into step b) into the MEG reaction. Implementation (Level 1).
  • the rectification in the presence of amines not only optionally separates the high boilers present in the fresh MEG, but also optionally contained sulfur compounds, such as sulfides, sulfites, mercaptans or thiols, by reaction or entrainment with the basic amines Form adducts (high boilers).
  • sulfur compounds such as sulfides, sulfites, mercaptans or thiols
  • MEG is first introduced into stage 2) or preferably into stage b) prior to introduction into stage 1), and the mixture D separated in stage b) which contains the distilled MEG is introduced into stage 1).
  • stage 1) is first introduced into stage 2 or preferably into stage b) prior to introduction into stage 1)
  • stage b) is introduced into stage 1
  • the coupling of the MEG reaction (stage 1) with stage b) described in this embodiment thus enables the use of MEG, which has no fiber quality, since it was surprisingly found that the sulfur content in stage b) can be lowered.
  • ammonia conventionally commercially available ammonia can be used, for example ammonia with a content of more than 98 wt .-% ammonia, preferably more than 99 wt .-% ammonia, preferably more than 99.5 wt .-%, in particular more than 99 , 8 wt .-% ammonia.
  • the process according to the invention is preferably carried out in the presence of hydrogen.
  • the hydrogen is generally used technically pure.
  • the hydrogen may also be in the form of a gas containing hydrogen, i. with admixtures of other inert gases, such as nitrogen, helium, neon, argon or carbon dioxide are used.
  • inert gases such as nitrogen, helium, neon, argon or carbon dioxide
  • reformer effluents, refinery gases, etc. can be used as the hydrogen-containing gases, if and insofar as these gases do not contain any contact poisons for the catalysts used, for example CO.
  • preference is given to using pure hydrogen or essentially pure hydrogen in the process for example hydrogen having a content of more than 99% by weight of hydrogen, preferably more than 99.9% by weight of hydrogen, particularly preferably more than 99.99 Wt .-% hydrogen, in particular more than 99.999 wt .-% hydrogen.
  • the reaction of MEG and ammonia generally takes place in the presence of amination catalysts.
  • amination catalysts it is possible to use all catalysts which bring about the conversion of MEG to EDA and / or MEA.
  • Amination catalysts are preferably used which contain one or more active metals of groups 7 and / or 8 and / or 9 and / or 10 and / or 1 1 of the Periodic Table of the Elements.
  • active metals are Sn, Cu, Co, Ni and / or Fe, as well as noble metals such as Rh, Ir, Ru, Pt, Pd, and Re.
  • the above-mentioned active metals can be used in the process in the form of metal meshes or lattices or in the form of Raney sponge or skeletal catalysts.
  • the amination catalysts may optionally comprise one or more additional catalyst components.
  • the catalyst addition elements are generally metals or semimetals selected from Groups 1 to 6, 12 to 17 of the Periodic Table of the Elements and the rare earth metals.
  • Preferred active metals are Co, Cu, Ni, Ru and Re. Very particularly preferred active metals are Ru, Co, Cu and Ni.
  • Preferred catalyst addition elements are Zr, Al, Sb, Sn, Pb, Bi, In, Si, Ga, V, Nb, S, P, B, Cr, W, La, Ce, Y and Hf, more preferably Sn, P, Pb , Sb, La, Zr, Si and Al.
  • catalyst precursors which contain one or more active metals selected from the group consisting of Cu, Co, Ni and Ru and optionally contain the catalyst additive Sn.
  • Particularly preferred amination catalysts are used which are prepared by reduction of so-called catalyst precursors.
  • the active metals and the catalyst addition elements are generally present in the form of their oxygen-containing compounds, for example as carbonates, oxides, mixed oxides or hydroxides of the active metals or catalyst addition elements.
  • the catalyst precursors are prepared by contacting soluble compounds of the active metals or the catalyst addition elements with a carrier material (impregnation) or by precipitation of the soluble compounds with a precipitant, wherein the precipitation in the presence of carrier material (so-called precipitation) or in the absence of carrier materials (so-called mixed precipitation) can take place.
  • the impregnated or precipitated carrier materials or the precipitated precipitates of the Aktimetalle or the catalyst addition elements are generally converted into a drying by a calcination tion in the oxygen-containing compounds, wherein the conversion is usually carried out by dehydration and / or decomposition.
  • the catalyst additive carbon for example in the form of graphite, carbon black and / or activated carbon can be used.
  • Preferred support materials are oxides of the catalyst addition elements Al, Ti, Zn, Zr and Si or mixtures thereof, for example aluminum oxide (gamma, delta, theta, alpha, kappa, chi or mixtures thereof), titanium dioxide (anatase, rutile, brookite or mixtures thereof), Zinc oxide, zirconia, silica (such as silica, fumed silica, silica or silicates), aluminosilicates, minerals such as hydrotalcite, chrysotile and sepiolite.
  • aluminum oxide gamma, delta, theta, alpha, kappa, chi or mixtures thereof
  • titanium dioxide anatase, rutile, brookite or mixtures thereof
  • Zinc oxide zirconia
  • silica such as silica, fumed silica, silica or silicates
  • aluminosilicates minerals such as hydrotalcite, chrysotile and sepio
  • Particularly preferred support materials are alumina or zirconia or mixtures thereof.
  • a particularly preferred support material is alumina.
  • the catalyst after reduction, may be contacted with an oxygen-containing gas stream, such as air or a mixture of air and nitrogen. Thereby, a passivated catalyst is obtained.
  • the passivated catalyst generally has a protective oxide layer. This protective oxide layer simplifies the handling and storage of the catalyst, so that, for example, the incorporation of the passivated catalyst into the reactor is simplified.
  • a passivated catalyst is preferably reduced prior to contacting with the starting materials by treatment of the passivated catalyst with hydrogen or a hydrogen-containing gas.
  • the conditions of activation generally correspond to the reduction conditions used in the reduction. Activation typically removes the protective passivation layer.
  • the catalysts disclosed in DE 1 172 268 which contain at least one of the active metals Cu, Fe, Ni and Co.
  • 20008006750 disclosed catalysts containing in addition to Zr and Ni and Cu, Sn, Co and / or Fe and as further constituents elements such as V, Nb, S, O, La, B, W, Pb, Sb, Bi and In.
  • the catalyst is preferably used in the form of small bodies, such as cylinders, spheres or tablets.
  • the shaped bodies preferably have a diameter of equal to or less than 10 mm, more preferably equal to or less than 5 mm, most preferably equal to or less than 2 mm.
  • the educt mixture used preferably contains a molar excess of ammonia, based on the amount of MEG used.
  • the molar ratio NH3 / MEG can be 1 to 100, preferably 2 to 50, more preferably 7 to 18.
  • reactors Preferred reactors for the reaction of MEG with ammonia are generally tubular reactors.
  • the amination catalyst is preferably arranged as a flow or fixed bed.
  • reaction of ethylene glycol and / or monoethanolamine with NH 3 in a tubular reactor in which the amination catalyst is arranged as a fixed bed is particularly preferably carried out.
  • the reaction is advantageously carried out in a shell-and-tube reactor or in a monostane system.
  • the tubular reactor in which the reaction takes place may consist of a series connection of several (for example two or three) individual tubular reactors.
  • an intermediate feed of feed containing the educt and / or ammonia and / or H2 and / or circulating gas and / or reactor discharge from a downstream reactor is advantageously possible here.
  • the catalyst is also possible to keep the catalyst as a suspension, which is generated in a stirred tank, loop reactor or a fluidized bed by movement of the liquid.
  • the temperature When the reactor is operated adiabatically, the temperature generally increases as a function of the conversion and the molar ratio of MEG to ammonia. Thus, the adiabatic increase in temperature is lower for the same conversion if the amount of ammonia is higher.
  • the temperature rise in an adiabatic reactor is usually 0 to 200 ° C, preferably 5 to 100 ° C, particularly preferably 7 to 30 ° C.
  • the hydrogen partial pressure is preferably 0.25 to 20 MPa (2.5 to 200 bar), particularly preferably 0.5 to 15 MPa (5 to 150 bar), very particularly preferably 1 to 10 MPa (10 to 100 bar), and particularly preferably 2 to 5 MPa (20 to 50 bar).
  • Catalyst load The catalyst load, expressed as the amount of MEG per unit time divided by the catalyst weight used, is 0.05 to 10 kg / kg h, preferably 0.1 to 5 kg / kg h, more preferably 0.2 to 1.5 kg / kg h. discharge
  • the effluent from step 1) generally contains the products of the amination reaction, unreacted starting materials such as MEG and ammonia, as well as hydrogen and water.
  • the effluent from the amination reactor further contains the corresponding ethanolamines and / or ethylene amines based on MEG.
  • the reaction discharge particularly preferably contains unconverted MEG, ammonia and hydrogen, as well as the reaction products MEA, EDA, PIP, AEEA, AEP, DETA and higher
  • Ethylene amines (higher ethyleneamines denote ethyleneamines having a boiling point greater than or equal to TETA), for example TETA and TEPA.
  • the reaction can contain NMEDA.
  • NMEDA is an undesirable by-product.
  • a purity of EDA is specified in which the proportion of NMEDA is below 500 ppm by weight.
  • NMEDA is therefore separated in two further stages, a stage 4 (NMEDA separation) and a stage 5 (EDA purification) (as described below).
  • the mixtures of the MEG conversion usually contain ammonia and hydrogen.
  • the amount of ammonia in the reaction effluents is typically in the range of 50 to 90 wt%, more preferably in the range of 60 to 85 wt%, and most preferably in the range of 70 to 80 wt%.
  • stage 2 hydrogen and ammonia are separated from the reaction effluent from stage 1).
  • the separation of hydrogen and / or ammonia takes place from the reaction effluent from stage 1, characterized in that stage 2 comprises the following steps:
  • step 1 separating the reaction effluent from step 1 into a gaseous phase containing ammonia and / or hydrogen and a liquid phase containing ethylene amines and / or alkanolamines,
  • step 2-2 transferring the gaseous phase from step 2-1) via one or more condensers, whereby one or more liquid phases are obtained, in which ammonia is enriched, and a gaseous phase is obtained, in which hydrogen is enriched, 2-3) contacting the gaseous phase from step 2-2) with MEG to obtain a liquid phase containing MEG and ammonia and obtaining a gaseous phase containing hydrogen and optionally ammonia.
  • MEG which is to be led to stage 1), can be preheated in stage 2-3), whereby energy can be saved.
  • both the washing liquid and the ammonia are starting materials of the process according to the invention, and thus can be used together without further purification in the process according to the invention.
  • the separation of the reaction product from stage 1 is preferably carried out by depressurizing the reaction product from stage 1) in a stage 2-1) (flash).
  • the reaction effluent from stage 1) is preferably passed into a flash tank (flash tank) or separator tank.
  • the expansion tank is preferably operated at a pressure in the range of 20 to 80 bar, preferably 30 to 70 bar and particularly preferably 40 to 60 bar.
  • the relaxation to the lower pressure preferably takes place via an expansion valve and possibly an inlet distributor (inlet diffuser or inlet distributor).
  • the gaseous phase formed during the expansion is usually drawn off in the upper region of the expansion tank.
  • a device for the separation of liquid droplets for example a mesh screen, is attached before the steam extraction.
  • the liquid phase which does not evaporate during the expansion is as a rule collected and drawn off in the lower region of the container.
  • the trigger can be controlled via a control valve, so that in the flash tank a constant level of liquid can be adjusted.
  • the liquid phase generally contains the components of the reaction that remain in the liquid phase upon expansion. These are in particular the ethyleneamines and / or alkanolamines formed in stage 1), as well as unreacted MEG.
  • the liquid phase may also contain water.
  • the gaseous phase formed during the expansion generally contains hydrogen and / or ammonia.
  • the temperature of the gaseous phase is generally 50 to 120 ° C, preferably 60 to 100 ° C and particularly preferably 70 to 90 ° C.
  • the gaseous phase from step 2-1) is passed in a step 2-2) via one or more capacitors.
  • the one or more capacitors are water-cooled capacitors, in particular tube-bundle capacitors or plate heat exchangers.
  • the temperature of the gaseous phase from stage 1) is lowered.
  • the temperature of the hydrogen is enriched in accordance with the dew point of the mixture introduced into the condenser in the gas phase in the rule.
  • a liquid phase is obtained in the condenser, is enriched in the ammonia.
  • the liquid phases separated on the one or more capacitors in step 2-2) are preferably recycled separately or together in step 1).
  • the cooling liquid for the one or more capacitors water is preferably used.
  • the cooling water preferably has a temperature of 20 to 90 ° C, preferably 20 to 50 ° C and particularly preferably 20 to 30 ° C.
  • the one or more capacitors are preferably designed so that the temperature of the gaseous phase at the outlet of the one or more capacitors in the range of 25 to 75 ° C, preferably 30 to 70 ° C and particularly preferably 40 to 60 ° C.
  • the stage 2-2) consists of a capacitor.
  • the stage 2-2) consists of two capacitors.
  • the gaseous phase from stage 2-2) is contacted with MEG in a stage 2-3) to give a liquid phase containing ammonia and MEG and a gaseous phase containing hydrogen and ammonia is obtained.
  • the contacting of the gaseous phase from stage 2-2) with MEG is generally carried out in apparatus suitable for mass transfer.
  • the contacting with MEG takes place in a wash column and a Venturi scrubber.
  • the contacting preferably takes place in a wash column.
  • the scrubbing column preferably contains internals for improving the mass transfer between liquid and gas, in particular
  • the number of theoretical plates is preferably from 5 to 40, more preferably from 10 to 30, and most preferably from 15 to 25.
  • the temperature of the MEG which is contacted in the mass transfer apparatus with the gaseous phase from stage 2-2) preferably has a temperature in the range from 20 to 80 ° C, more preferably 30 to 70 ° C and particularly preferably 40 to 60 ° C on. In the preferred temperature ranges, the solubility of ammonia in MEG is sufficiently high. In the mass transfer apparatus, a part of the gaseous components of the gaseous
  • Phase from stage 2-3) into the liquid MEG phase Preferably, ammonia passes into the liquid MEG phase.
  • the MEG used contains less than 20 ppm of sulfur, most preferably less than 2 ppm of sulfur.
  • the used MEG contains no sulfur. It is therefore advantageous to work up the freshly used MEG prior to introduction into the reaction part in such a way that any sulfur present is separated off. For this purpose it is possible to initiate fresh MEG instead of directly into stage 2-3), first in stage b) or stage 2 or stage a), preferably stage b), and after the separation into stage b) into stage 2-3) initiate.
  • stage b it has been found that by the rectification in the presence of amines in stage b) not only optionally present in the fresh MEG high boilers are separated, but also optionally contained sulfur compounds such as sulfides, sulfites, mercaptans or thiols by reaction or entrainment form adducts (high boilers) with the basic amines.
  • sulfur compounds such as sulfides, sulfites, mercaptans or thiols by reaction or entrainment form adducts (high boilers) with the basic amines.
  • the above-mentioned preferred embodiments thus also enable the use of a MEG as a washing liquid, which has no so-called fiber quality.
  • MEG is preferably introduced into stage b) prior to introduction into stage 2-3) and the mixture D separated in stage b) which contains the distilled MEG is introduced into stage 2-3).
  • the gaseous phase from stage 2-3), which has not passed into the liquid phase (waste gas), preferably contains hydrogen and, if appropriate, ammonia not converted into the MEG phase.
  • the gaseous phase from stage 2-3) is recycled to stage 1).
  • the compression usually takes place in a compressor.
  • the removal of part of the gaseous phase has the advantage that the accumulation of by-products such as methane and CO can be avoided.
  • the service life of the amination catalysts in stage 1) can be increased.
  • the liquid phase from stage 2-3) contains MEG and ammonia.
  • the temperature of the MEG increases when it is brought into contact with ammonia.
  • the temperature increase of the MEG in the mass transfer apparatus is 10 to 100 ° C, preferably 20 to 80 ° C, more preferably 30 to 70 ° C and particularly preferably 40 to 60 ° C.
  • stage 1 It is therefore very particularly preferred to initiate the MEG which is to be introduced in stage 1) into stage 2-3) before introducing it into stage 1). This pre-heats the MEG so that less energy has to be applied to bring MEG to the reaction temperature prevailing in stage 1).
  • the mixture obtained after the removal of ammonia preferably contains from 20 to 75% by weight of EDA, particularly preferably from 30 to 65% by weight of EDA and very particularly preferably from 35 to 60% by weight of EDA.
  • the proportion of ammonia is preferably less than 5% by weight of ammonia, more preferably less than 2% by weight of ammonia, more preferably less than 1% by weight of ammonia and most preferably less than 0.5% by weight.
  • the proportion of higher-boiling compounds having a boiling point above the boiling point of EDA is preferably in the range of 5 to 90 wt .-%, especially preferably in the range of 30 to 85 wt .-% and most preferably in the range of 40 to 70 wt .-%.
  • the weight ratio of EDA to Me-EDA is preferably
  • a mixture containing MEG, MEA, EDA and DETA and low boilers having a boiling point less than or equal to PIP, and high boilers having a boiling point greater than or equal to AEEA directed in a separation stage in which the separation of the introduced mixture in the following Mixtures take place:
  • the separation in stage a) can be carried out in two series-connected rectification columns or in a single rectification column.
  • step a) If the separation in step a) is carried out in two rectification columns a-1 and a-2 connected in series, a-1 is produced in the first rectification column
  • a mixture A separated above head or a side draw between the point of introduction and the head which contains EDA and the low boilers with a boiling point less than or equal to PIP
  • a mixture of BC which contains MEA, MEG, DETA and the high boiler with a boiling point greater than or equal to AEEA, is withdrawn at the bottom or a side draw between the point of introduction and the bottom.
  • the pressure in the rectification column a-1 is chosen so as to give suitable bottom and top temperatures. Low pressure facilitates separation by increasing relative volatility, as known to those skilled in the art. In addition, low pressure provides the ability to transfer heat at a low temperature to the evaporator, thereby using waste heat.
  • the bottom temperature is generally 100 to 250 ° C, preferably 120 to 200 ° C, particularly preferably 130 to 180 ° C.
  • the head temperature is generally 20 to 200 ° C, preferably 40 to 150 ° C, particularly preferably 50 to 90 ° C.
  • the number of theoretical plates is generally from 20 to 100, preferably from 30 to 80, particularly preferably from 35 to 50.
  • the separation is carried out in a single rectification column, wherein the low-boiling fraction over head or on an upper side draw, the medium-weight fraction on a side draw between the head and bottom and the high-boiling fraction are removed at the bottom or at a lower side draw.
  • internals the usual, known in the art internals can be used, such as trays or bubble caps. Particularly preferred is the use of structured packages that allow operation at a particularly low pressure loss and high number of stages per meter height.
  • the pressure in the rectification column a-2 is chosen such that suitable bottom and top temperatures result. Low pressure facilitates separation by increasing relative volatility, as known to those skilled in the art. In addition, there is a low the possibility of transferring heat at a low temperature to the evaporator, thereby using waste heat.
  • the bottom temperature is generally 100 to 250 ° C, preferably 120 to 200 ° C, particularly preferably 130 to 180 ° C.
  • the head temperature is generally 20 to 200 ° C, preferably 40 to 150 ° C, particularly preferably 50 to 90 ° C.
  • the number of theoretical plates is generally from 20 to 100, preferably from 30 to 80, particularly preferably from 35 to 50.
  • the separation in stage a) is preferably carried out only in a single rectification column a, wherein
  • the pressure in the rectification column a is chosen so that suitable bottom and top temperatures result. Low pressure facilitates separation by increasing relative volatility, as known to those skilled in the art. In addition, low pressure provides the ability to transfer heat at a low temperature to the evaporator, thereby using waste heat.
  • the bottom temperature is generally 100 to 250 ° C, preferably 120 to 200 ° C, particularly preferably 130 to 180 ° C.
  • the head temperature is generally 20 to 200 ° C, preferably 40 to 150 ° C, particularly preferably 50 to 90 ° C.
  • the number of theoretical plates is generally from 20 to 100, preferably from 30 to 80, particularly preferably from 35 to 50.
  • a rectification column aT with partition wall is used.
  • a vertical dividing wall generally divides the cross section into two sections.
  • the liquid phase is collected and distributed in a selectable ratio to the two column cross-sections. The use can lead to a reduction of the investment costs and the energy requirement in the separation.
  • the feed point is on one side of the dividing wall and the point is on the middle side draw on the other side of the dividing wall.
  • a mixture A which contains EDA and the low boilers having a boiling point less than or equal to PIP, is separated off at the top of the dividing wall column.
  • a mixture B which contains MEA, is separated off at a side draw of the dividing wall column between top and bottom.
  • a mixture C is withdrawn, which contains MEG, DETA and the high boiler having a boiling point greater than or equal to AEEA.
  • the pressure in the dividing wall column a-T is chosen so as to give suitable bottom and top temperatures. Low pressure facilitates separation by increasing relative volatility, as known to those skilled in the art. In addition, low pressure provides the ability to transfer heat at a low temperature to the evaporator, thereby using waste heat.
  • the bottom temperature is generally 100 to 250 ° C, preferably 120 to 200 ° C, particularly preferably 130 to 180 ° C.
  • the head temperature is generally 20 to 200 ° C, preferably 40 to 150 ° C, particularly preferably 50 to 90 ° C.
  • the number of theoretical plates is generally from 20 to 100, preferably from 30 to 80, particularly preferably from 35 to 50.
  • the mixture A which contains EDA and the low boilers with a boiling point less than or equal to PIP, is usually worked up in two additional process stages.
  • NMEDA separation stage 5
  • the unwanted by-product NMEDA and water are first separated off.
  • the step 5 can in turn be carried out in two steps, wherein in a first step, the separation is carried out under conditions under which EDA and water form a high-boiling azeotrope, so that NMEDA can be separated overhead.
  • the second step is preferably carried out under conditions in which water and EDA do not form an azeotrope so that water can be separated from EDA.
  • the mixture of the NMEDA separation can be separated into its value-added products EDA and PIP in a further process stage, the so-called EDA purification (stage 6).
  • NMEDA separation (Step 5) and EDA purification (Step 6) are described in more detail below.
  • the mixture B which essentially contains MEA, can be recycled to the MEG reaction (step 1).
  • the mixture B which essentially contains MEA
  • MEA reaction a separate stage 3 (MEA reaction), in which MEA is reacted with ammonia in the presence of hydrogen and an amination catalyst.
  • MEA reaction a separate stage 3
  • This embodiment has the advantage that the total amount of AEEA formed in the process can be reduced because MEA can react with EDA in the MEG conversion to AEEA.
  • reaction conditions and process parameters of the MEA reaction generally correspond to the previously described MEG reaction (step 1).
  • MEA conversion requires a lower temperature and lower ammonia excess than MEG conversion.
  • stage 3 When the MEA reaction is carried out in a separate stage 3, it is preferable to combine the effluent from the MEA reaction (stage 3) with the effluent from the MEG reaction (stage 1) and add it to the ammonia separation (stage 2).
  • the mixture C which contains MEG, DETA and the high boilers having a boiling point greater than or equal to AEEA, is preferably fed to a further separation stage b).
  • MEG is additionally introduced into stage b), in the amount required for the reaction in stage 1.
  • the MEG can be mixed with the mixture C before introduction in step b), or the MEG and the mixture C can be introduced separately in step b) and mix in step b).
  • This embodiment has the advantage that the MEG required in stage 1 can additionally be purified in stage b).
  • a MEG can be used which has a low sulfur content, which can lead to the advantages described above.
  • step b) the mixture C from step a) is separated into:
  • a mixture E containing MEG, DETA and the high boiler having a boiling point greater than or equal to AEEA is carried out in a rectification column b, wherein the mixture D is preferably withdrawn as top product or an upper side draw and the mixture E is preferably withdrawn as the bottom product or a lower side draw.
  • the pressure at the top of the column b is generally 0.1 to 3 bar, preferably 0.2 to 2 bar, more preferably 0.25 to 0.7 bar.
  • the pressure at the top of the column b is advantageously chosen so that the condensation heat arising at the condenser can be used to operate a vaporizer on another part of the process in order to reduce the total energy costs (heat integration).
  • the top temperature of the rectification column b is generally 30 to 220 ° C, preferably 100 to 200 ° C, particularly preferably 140 to 190 ° C.
  • the rectification column b generally contains from 1 to 20 theoretical plates, preferably from 2 to 10 theoretical plates, more preferably from 3 to 7 theoretical plates.
  • the separation in rectification column b is carried out in apparatuses known to those skilled in the art, such as bubble-cap, column towers or columns with random packings or structured packing. Preference is given to low-pressure installations such as structured packings.
  • the mixture D from stage b) contains essentially MEG.
  • the MEG thus obtained has a low sulfur content.
  • the mixture D, which essentially contains MEG contains less than 100 ppm of sulfur in the form of sulfide, sulfite, or an organic sulfur compound such as mercaptans or thiols. More preferably, the mixture D contains less than 20 ppm of sulfur, most preferably less than 2 ppm
  • the mixture E from stage b) contains MEG, DETA and high boilers having a boiling point greater than or equal to AEEA.
  • the content of DETA and MEG in the mixture E corresponds approximately to the composition of the high-boiling azeotrope DETA MEG.
  • stage b) A particular advantage of stage b) is that the subsequent separation of the high-boiling azeotrope DETA MEG in stage d) is facilitated, since the current supplied in stage d) generally contains only the amount of MEG as determined by the composition of the azeotrope DE. TA / MEG corresponds.
  • the stream which is introduced in step d) thus generally contains no or only a small amount of excess MEG. Due to the lower flow rate, which is introduced in step d), the energy consumption and the apparatus sizes are reduced. Furthermore, the thermal load of the products in step d) can be reduced, which leads to a higher quality of the products.
  • stage c) the mixture E from stage b), which contains MEG, DETA and high boilers having a boiling point greater than or equal to AEEA, is separated in a stage c):
  • the mixture E from stage b can be separated as follows:
  • the separation in stage c) is preferably carried out in a rectification column c.
  • the mixture F is preferably withdrawn overhead or an upper side draw and the mixture G is preferably withdrawn via bottom or a lower side draw.
  • the rectification in stage c is generally carried out in rectification equipment known to the person skilled in the art, such as bubble-cap, sieve-tray columns or columns with random packings or structured packings.
  • the rectification column c used is preferably a dividing wall column.
  • the number of theoretical plates is 5 to 50, preferably 10 to 30, more preferably 15 to 20.
  • the pressure at the top of the column is 0.01 to 3.0 bar, preferably 0.05 to 1 bar, more preferably 0.1 to 0.5 bar.
  • the top temperature of the rectification column b is generally 30 to 220 ° C, preferably 100 to 200 ° C, particularly preferably 120 to 180 ° C.
  • the mixture G which contains the high boilers having a boiling point greater than or equal to AEEA is generally used in a further separation stage, such as, for example, rectification, distillation or simple evaporation on a circulating, falling-film , or Thin-film evaporator worked up to separate AEEA from high boilers with a boiling point greater than AEEA.
  • the mixture G1 which essentially contains AEEA, can also be fed directly to another use.
  • AEEA can be used as a synthetic chemical to make other chemical compounds, such as fuel and oil additives, chelating ligands, surfactants, coatings, fabric softeners, urethanes, or others. It is also possible to further clean up AEEA if a particularly high quality is required.
  • the mixture G2, which contains high boilers having a boiling point greater than AEEA, can likewise be used, for example as an asphalt additive, corrosion inhibitor, fuel and oil additive, surfactants or as a hardener for epoxy systems.
  • the mixture F from stage c) is separated by extractive distillation with triethylene glycol (TEG) into:
  • the extractive distillation with TEG as a selective solvent for DETA is preferably operated in such a way that the molar ratio of TEG to DETA in the mixture F after addition of the TEG is in the range from 1: 1 to 10: 1, particularly preferably 2: 1 to 8: 1, and most preferably 3: 1 to 5: 1.
  • the extractive distillation in stage d) is preferably carried out in a rectification column d.
  • the mixture H is withdrawn at the top or an upper side draw, while mixture I is withdrawn as the bottom product or from a bottom side draw.
  • the rectification in step d) is preferably carried out in rectification devices known to the person skilled in the art, such as bubble-cap, sieve-plate columns or columns with random packings or structured packings. Preference is given to using structured packings with low pressure loss.
  • the number of theoretical plates is generally 10 to 100, preferably 20 to 60, particularly preferably 30 to 50.
  • the pressure at the top of the column is generally 0.005 to 1.0 bar, preferably 0.01 to 0.2 bar, particularly preferably 0.02 to 0.1 bar.
  • the head temperature of the rectification column d is generally 50 to 220 ° C, preferably 70 to 160 ° C, particularly preferably 80 to 130 ° C. Further processing of the mixtures from stage d)
  • the mixture H which essentially contains MEG, is preferably recycled to the MEG reaction.
  • the method described above can optionally be combined with further stages to form a particularly advantageous overall method.
  • the mixture I obtained in stage d), which contains DETA and TEG, is introduced into a further stage 4 (TEG separation) in which a separation takes place into:
  • the mixture A from stage a) is preferably introduced in a stage 5 (EDA dehydration) in which a separation into:
  • the mixture N from stage 5 is preferably separated into a further stage 6 (EDA purification) into the following mixtures:
  • the mixture I obtained in stage d), which contains DETA and TEG, is introduced into a further stage 4 in which a separation takes place into:
  • Step 4 is preferably carried out in a rectification column, in which the mixture J is withdrawn from the top or from an upper side draw and the mixture K is withdrawn as bottom product or from a bottom side draw.
  • the rectification in stage 4 is preferably carried out in rectification devices known to the person skilled in the art, such as bell bottom, sieve tray columns or columns with random packings or structured packings. Preference is given to using structured packings with low pressure loss.
  • the number of theoretical plates in column e is generally from 5 to 60, preferably from 10 to 50, particularly preferably from 20 to 40.
  • the pressure at the top of the column e is generally 0.005 to 1.0 bar, preferably 0.01 to 0.2 bar, more preferably 0.02 to 0.1 bar.
  • the head temperature of the rectification column e is generally 50 to 220 ° C, preferably 70 to 160 ° C, particularly preferably 80 to 130 ° C. Further processing of the mixtures from stage 4
  • the mixture J which essentially contains DETA, can be used for further purposes, for example as a chelate ligand, as a hardener for epoxy systems and as an intermediate for the preparation of crop protection agents and pharmaceuticals.
  • the mixture K which contains essentially TEG, is preferably, as mentioned above, mixed with the mixture F from stage c) before the introduction into stage d).
  • the mixture A from stage a) is preferably introduced into a stage 5 (EDA dehydration), in which a separation into:
  • the separation is preferably carried out in a sequence of two rectification columns 5-1 and 5-2.
  • the mixture L is preferably separated off via the top and via the bottom a mixture MN which contains the essential portion of EDA as a high-boiling azeotrope with water and piperazine.
  • the bottom temperature in 5-1 is preferably less than 170 ° C, more preferably less than 160 ° C, most preferably less than 155 ° C.
  • the rectification temperature is usually achieved by setting a suitable pressure in the rectification.
  • the distillation is conducted under conditions in which water and EDA form a high boiling azeotrope.
  • the mixture is optionally fed additional water, as required for the formation of a high-boiling azeotrope.
  • additional water as required for the formation of a high-boiling azeotrope.
  • at least the amount of water must be present, which corresponds to the respective concentration of the respective component, which forms a high-boiling azeotrope with water.
  • the lowest possible pressure is selected for the rectification, particularly preferably one in which condensation of the vapor mixture obtained at the top takes place under technically usual conditions, ie. a temperature at which can still be condensed with cooling water or by ambient air cooling. These are usually head temperatures of 20 ° C and more, preferably 30 ° C and more, and more preferably 35 ° C and more.
  • the condensation preferably takes place in a temperature range from 20 to 60.degree. C., preferably from 30 to 55.degree. C., particularly preferably from 40 to 50.degree.
  • a pressure of 2.5 bar and less, preferably 1, 6 bar and less and most preferably 1 bar and less is set at the top of the column.
  • the entry into the rectification column contains higher-boiling amines, it is generally necessary to lower the top pressure in order to achieve the preferred temperature in the bottom of the column.
  • the rectification can be carried out in apparatus known to the person skilled in the art, such as bubble-cap, sieve-plate columns or columns with random packings or structured packings.
  • Mellapak 250 Y or Montz Pak type B1 -250
  • There may also be a package of lesser or increased specific surface area, or a fabric packing or other geometry package such as Mellapak 252.Y may be used.
  • Advantageous in the use of these distillative internals are the low pressure loss and the low specific liquid hold-up compared to, for example, valve trays.
  • the installations can be in one or more beds.
  • the rectification column preferably contains 35 to 140 theoretical plates, more preferably 50 to 120 theoretical plates, and most preferably 60 to 100 theoretical plates.
  • the entry into the rectification column is preferably fed in a spatial range between 25% and 95% of the theoretical plates of the rectification column (from below counted), more preferably in a spatial range between 60% and 90% of the theoretical plates of the rectification column.
  • the feed can be carried out above the middle of the theoretical plates.
  • the condensate accumulating at the condenser is preferably returned to the top of the rectification column by more than 30%, preferably more than 50%.
  • the remainder is discharged from the process and as a rule fed to a collecting container and from there generally to a disposal, preferably a sewage treatment plant
  • the mixture L which contains essentially water and NMEDA and optionally traces of EDA, is preferably taken off in the upper region of the column, more preferably at the top of the column, and fed to a condenser.
  • a condenser for example, condensers with cooling coil or helical tube, double tube cooler and tube bundle heat exchangers can be used.
  • the condensate accumulating at the condenser is preferably recycled to more than 30%, preferably more than 50%, into the top of the rectification column.
  • the remainder is discharged from the process and as a rule fed to a collecting container and from there generally to a disposal, preferably a sewage treatment plant.
  • a mixture MN is withdrawn, which contains the essential portion of EDA as harnesssie- dendes azeotrope with water and piperazine.
  • the mixture MN is preferably passed into a further rectification column 5-2, in which preferably the mixture M is withdrawn via the top or an upper side draw and the mixture N is withdrawn at the bottom or a lower side draw.
  • the EDA dewatering column 5-2 is operated under conditions in which EDA and water form a zeotropic mixture.
  • the pressure in column 5-2 is generally adjusted so that the bottom temperature is higher than 180 ° C, preferably higher than 190 ° C, particularly preferably higher than 200 ° C.
  • the absolute pressure at the top of the rectification column is preferably in the range from 4 to 30 bar, particularly preferably 6 to 10 bar and particularly preferably 7 to 9 bar.
  • the feed is particularly preferably in a spatial range between 50% and 100% of the theoretical plates of the rectification column.
  • the feed can be made to the top of the column.
  • the optimum feed point can be determined by the skilled person with the usual calculation tools.
  • the number of theoretical plates is generally in the range of 10 to 80, preferably 30 to 60.
  • the EDA dewatering column has a condenser, which is usually operated at a temperature in which the majority of the water is condensed at the corresponding top pressure.
  • the operating temperature of the capacitor is in the range of 150 to 230 ° C, preferably 160 to 195 ° C.
  • the condenser is usually a condensate, which contains predominantly water.
  • the condensate obtained at the condenser is returned to more than 50%, preferably to more than 65%, in the top of the rectification column.
  • the non-recirculated condensate can generally be fed directly to the disposal, for example by introducing it into a wastewater treatment plant.
  • the condensate not recycled to the EDA dewatering is introduced into the bottom of the NMEDA separation column 5-1.
  • the mixture M withdrawn at the top of the EDA dehydration column 5-2 which essentially contains water, is not condensed and in the form of vapors ("vapors" are understood here to mean those which accumulate at the top of a column, as a rule vapor stream before being fed to a condenser) into the NMEDA separation column 5-1.
  • the introduction of the vapors can take place directly in the stripping section of the column 5-1, preferably the sump.
  • the vapors can be passed as heating steam in an evaporator of the column 5-1.
  • stage 5 which contains EDA and PIP, is preferably separated in a further stage 5 as follows: (iii) a mixture O which contains EDA; and
  • the separation in step 6 is preferably carried out in a rectification column 6-1.
  • a mixture O which contains essentially EDA, is preferably withdrawn above the top or an upper side draw above the feed.
  • a mixture P is preferably withdrawn, which contains essentially PIP.
  • a mixture Q can be withdrawn as residue from the bottom, which generally contains high boilers having a higher boiling point than PIP.
  • the separation takes place in columns known to those skilled in the art, such as bubble-cap, sieve tray columns or columns with random packings or structured packings.
  • the rectification column contains 10 to 70 theoretical plates, preferably 20 to 60 theoretical plates, more preferably 30 to 50 theoretical plates.
  • the pressure at the top of the column is 0.1 to 10 bar, preferably 0.5 to 5 bar, more preferably 1 .0 to 3 bar.
  • Example 1 was carried out according to the arrangement shown in FIG. 1 and FIG.
  • the preparation of the mixture containing MEG, MEA, EDA and DETA was carried out in two parallel stages (stage 1: MEG conversion and stage 3, MEA conversion), as shown in FIG.
  • Stage 1 a stream (1) containing 53.5 kg / h of ammonia in liquid form at 190 bar with a stream (2) consisting of 13.9 kg / h MEG at 190 bar and another stream (1-1) consisting of 350 g / h hydrogen mixed, heated to 175 ° C and through a tubular reactor (R1) containing 20 kg of a Ni, Co, Cu, Ru and Sn-containing catalyst.
  • a catalyst precursor was prepared according to Example B3 of WO 2013/072289.
  • the tablets thus obtained (3 ⁇ 3 mm) were comminuted to 1 -2 mm chippings.
  • the maximum water absorption capacity of the chippings was 0.30 mL / g.
  • a metal salt solution was prepared. To this was dissolved 20.25 g of cobalt nitrate hexahydrate (20.25 wt% Co) in hot water and 37.91 g of Ru nitrosyl nitrate solution was added. The resulting solution was made up to 71 ml with demineralized water and transferred to a spray vessel.
  • the grit was sprayed in an impregnation apparatus with an amount corresponding to 95% of the maximum water absorption of the grit. In order to ensure the homogenous uptake of the impregnation solution, the grit was re-rotated for a further 30 min. The catalyst was then dried for 16 h at 120 ° C in a convection oven. After drying, the catalyst precursor was reductively calcined at a maximum of 200 ° C. in a stream of nitrogen and hydrogen.
  • stage 3 a stream (3) with 4.7 kg / h of ammonia in liquid form at 190 bar with a stream (4) consisting of 1 .88 kg / h MEOA and another stream (3-1) consisting of 65 g / Hydrogen at 190 bar mixed, heated to 150 ° C and passed through a reactor (R2) containing 5 kg of catalyst (preparation: see above).
  • the reaction effluents from Stage 1 and Stage 3 were combined and sent to the ammonia separation (Stage 2).
  • Step 2 was carried out in two steps in two rectification columns (K21 and K22).
  • a first step the combined mixtures of stages 1 and 3 were passed into a rectification column (K21) with only one stripping section with 2 theoretical plates.
  • K21 was operated at a top pressure of 20 bar and a bottom temperature of 165 C.
  • a temperature of 49 ° C was measured.
  • the ammonia contained was separated and recycled as streams (1) and (3) to stages 1 and 3, with a small stream of fresh ammonia added to supplement losses.
  • a small amount of waste gas was also produced at the condenser of the K21, consisting mainly of the amount of hydrogen contained in the ammonia feeds, streams (1) and (3).
  • stage a) The effluent from stage 2 (stream (7)) was directed to stage a) as shown in FIG.
  • the stage a) is designed as a dividing wall column, which was operated at a top pressure of 150 mbar.
  • Column K31 contained an ordered packing corresponding to 16 theoretical plates as stripping section below the separating plate, 5 theoretical plates on the inlet side of the separating plate below the feed point, 10 theoretical plates on the inlet side of the separating plate above the feed point, 12 theoretical plates on the withdrawal side of the separating plate below the Side discharge point, 8 theoretical separation stages on the take-off side of the separating plate above the side take-off point and 3 theoretical plates as reinforcing part above the separating plate.
  • the head temperature at K31 was 73 ° C, the bottom temperature 146 ° C and the reflux amount 10.6 kg / h.
  • a stream containing 1.88 kg / h of MEA was withdrawn (mixture B), which was passed as stream (4) to step 3.
  • Step 5 was carried out in two steps in two rectification columns.
  • the first rectification column K41 was operated at a top pressure of 150 mbar.
  • Column K41 contained an ordered packing corresponding to 13 theoretical plates in the gain and 67 theoretical plates in the stripping section.
  • the head temperature was 55 ° C, the bottom temperature 79 ° C and the return amount 5 kg / h.
  • Overhead 3.3 kg / h of water was withdrawn as stream (9) containing 100 ppm EDA and 1217 ppm NMEDA (Mixture L).
  • a stream (10) was withdrawn at 12 kg / h containing 1 ppm of NMEDA.
  • Stream (10) was passed to a second rectification column K42 consisting of an ordered-order stripping section corresponding to 60 theoretical plates.
  • the top pressure was 8.5 bar, the head temperature 189 ° C and the bottom temperature 204 ° C.
  • the K42 contained no condenser, the total vapors of the column were introduced as stream (1 1) in the bottom of the K41.
  • a stream (6) containing water (M mixture) was withdrawn.
  • About the bottom of the K42 4.6 kg / h as stream (12) containing EDA, PIP, and 0.35% water were withdrawn and passed into the EDA separation (step 6).
  • Step 6 EDA separation Step 6 was carried out in one step in a rectification column, as shown in FIG.
  • the mixture from step 5 was introduced into a rectification column K43, which was operated at a top pressure of 1050 mbar and contained a lower vapor side draw but no separating plate.
  • Column K43 contained ordered packing accordingly
  • Step c) The bottom product from step b) was passed in a step c) into a rectification column K61, as shown in FIG.
  • the column K61 was operated at a top pressure of 125 mbar.
  • the column K61 contained an ordered packing corresponding to 15 theoretical plates in the gain and 12 theoretical plates in the stripping section.
  • the head temperature was 150 ° C
  • the bottom temperature 180 ° C
  • the return amount 0.8 kg / h.
  • 0.29 kg / h of residue with AEEA were withdrawn as stream (19) via the bottom (mixture G).
  • 0.62 kg / h containing about 50% MEG and 50% DETA with 1 10 ppm of other high boilers were drawn overhead (stream F) as mixture (20).
  • the stream (20) was passed in a stage d) into a rectification column K71, as shown in FIG.
  • the column K71 was operated at a top pressure of 30 mbar. Additionally, which as a stream (21) 4 kg / h containing mainly TEG directed into the K71.
  • the K71 contained ordered packing corresponding to 6 theoretical plates as a rectifying section above the inlet of the stream (21), 14 theoretical plates between the inlets of
  • the bottom of the K71 was introduced in a stage 4 into a rectification column K72, as shown in FIG.
  • the column K72 was operated at a top pressure of 25 mbar.
  • the column K72 contained ordered packing corresponding to 6 theoretical plates in the gain and 24 theoretical plates in the stripping section.
  • the head temperature was 105 ° C, the bottom temperature 190 ° C, the return amount 1.4 kg / h.
  • 0.31 kg / h of DETA containing 101 ppm of MEG and 2500 ppm of other high boilers were taken off as stream (23) (mixture J)).
  • 4 kg / h containing TEG were withdrawn (mixture K), which were recycled as stream (21) to the column K71 in step d).
  • 10 g / h were discharged from the sump of the K72 in order to avoid an accumulation of inert high boilers in the TEG cycle.
  • Example 2 the ammonia separation (stage 2) is carried out in several columns, as shown in FIG.
  • stage 1 The effluent from stage 1) (stream (1)) and stage 3 (stream (2)) is passed together into a column C210 which is operated at 20 bar.
  • a gaseous stream (stream (4)) containing hydrogen and ammonia is fed to a first condenser in which the gaseous mixture is cooled from 50 ° C to 45 ° C becomes.
  • the gaseous mixture from the first condenser (E213-1) is passed into a second condenser (E213-2) (stream (5)) in which the gaseous mixture is cooled to 35 ° C.
  • the liquid phases, which consist predominantly of ammonia, are combined and recycled as stream (6) to stage 1).
  • the bottom product from column C210 is passed into a further column C220, which has 2 theoretical separation stages and is operated at a pressure of 20 bar.
  • a stream is withdrawn at a head temperature of about 49 ° C, which contains predominantly ammonia, which is preferably recycled to stage 1 and / or stage 3.
  • the Bottom product from column C220 is introduced into a further column C230, which is operated at 4 bar and has 5 theoretical plates.
  • a mixture is withdrawn at a top temperature of about 55 ° C, which contains predominantly ammonia and methylamine.
  • the bottom product is passed into the stage a).
  • the gaseous phase (stream (7)) from the condenser E213-2 is passed into a scrubbing column C240, in which the gaseous phase is brought into contact with water (stream (9)) in countercurrent.
  • the wash water has a temperature of 35 ° C.
  • the wash water (stream (9)) is preferably water which has been used in other parts of the process as cooling water, for example for cooling the condenser at the EDA separation (step 6).
  • a gaseous phase is withdrawn (stream (8)), which consists predominantly of hydrogen.
  • the washing water (stream (10)), which is enriched with ammonia, is passed from the bottom of the column C240 via a heat exchanger E245 and heated there to about 140 ° C and further passed into a column C250 (stream (9)).
  • the column C250 is operated at a pressure of 20 bar and a bottom temperature of 217 ° C.
  • ammonia is withdrawn (stream (1 1)), which is condensed and returned to the column C210.
  • the wash water freed from ammonia as far as possible is returned to the column C240 via the heat exchangers E245 and E255 (stream (11)).
  • the heat exchanger part of the thermal energy of the stream (12) is used to heat the stream (10) from column C240.
  • Example 3 the ammonia separation is carried out in several columns, as shown in FIG.
  • stage 1 The effluent from stage 1) (stream (1)) and stage 3 (stream (2)) is combined and sent to an flash valve (V130) via an expansion valve.
  • the flash tank has a pressure of 50 bar.
  • the gaseous phase formed during the expansion (stream (4)), which contains hydrogen and ammonia, is passed through a first condenser (E105), the temperature of the gas phase being lowered from 81 ° C. to 72 ° C.
  • the condensate formed during the cooling (stream (5)), which consists predominantly of ammonia, is withdrawn and preferably recycled to stage 1 or 3.
  • the gaseous phase from the condenser E105 is passed through a second condenser E133 (stream (6)), in which the temperature of the gas stream is lowered from 72 ° C to 50 ° C.
  • the condensates forming (stream (5)) are combined with the liquid condensates from condenser E105 and, as described above, preferably recycled to stage 1 and / or stage 3.
  • the gaseous phase from condenser E133 (stream (7)) is contacted in scrubbing column C240 with MEG.
  • MEG is loaded with ammonia.
  • the ammonia-laden MEG (stream (10)) is recycled to stage 1 and / or stage 3.
  • the MEG is heated from about 46 ° C to 91 ° C.
  • MEG scrubbing liquid
  • stream (11) scrubbing column C240
  • stream (10) the MEG is preheated prior to introduction into stage 1 (stream (10)).
  • stream (8) The unabsorbed gas phase from the scrubbing column C240, which predominantly contains hydrogen (stream (8)), is compressed in a compressor C141 to the prevailing reaction pressure in stage 1 and returned to stage 1. It is preferred to remove a small stream (9) in order to avoid raising the levels of CO and methane in the recirculated hydrogen.
  • the liquid phase from flash vessel V130 is transferred into a multistage distillation in which at 50 bar, ammonia is first separated off via the top and the bottom product is passed into a second column in which further ammonia and methylamine are separated off at 4 bar overhead.
  • the bottom product from the second distillation column is passed into the stage a) (MEA separation).
  • the process variant listed in Example 3 has the advantage that the wash liquid used is a starting material which can be used without further purification in the MEG reaction (stage 1).
  • the washing water from Example 2 must be worked up in further process steps.
  • the washing liquid MEG heats when InANDbrin- gene with ammonia in column C240.
  • MEG can already be warmed up before being introduced into the MEG conversion (stage 1), so that less energy is required to heat the products in stage 1.

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Abstract

Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Ethylenaminen und/oder Alkanolaminen welches folgende Schritte umfasst: 1) Umsetzung von MEG mit Ammoniak in Gegenwart von Wasserstoff und eines Aminierungskatalysators; 2) Abtrennung von Wasserstoff und Ammoniak aus dem Reaktionsaustrag aus Stufe 1, dadurch gekennzeichnet, dass die Abtrennung von Wasserstoff und Ammoniak in Stufe 2 folgende Schritte umfasst: 2-1) Auftrennung des Reaktionsaustrags aus Stufe 1 in eine gasförmige Phase, welche Ammoniak und Wasserstoff enthält, und eine flüssige Phase, welche Ethylenamine und/oder Alkanolamine enthält, 2-2) Überleitung der gasförmigen Phase aus Stufe 2-1) über ein oder mehrere Kondensatoren, wobei eine oder mehrere flüssige Phase erhalten werden, in denen Ammoniak angereichert ist, und eine gasförmige Phase erhalten wird, in der Wasserstoff angereichert ist, 2-3) Inkontaktbringen der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2) mit MEG, so dass eine flüssige Phase, enthaltend MEG und Ammoniak, erhalten wird und eine gasförmige Phase, enthaltend Wasserstoff und optional Ammoniak, erhalten wird.

Description

Verfahren zur Herstellung von Ethylenaminen Beschreibung Die vorliegende Erfindung betrifft ein Verfahren zur Herstellung von Ethanolaminen und/oder Ethylenaminen ausgehend von Monoethylenglykol.
Zur großtechnischen Herstellung von Ethylendiamin (EDA) kommen in der Regel zwei Verfahren zur Anwendung.
Zum einen kann EDA durch Umsetzung 1 ,2 Dichlorethan mit Ammoniak unter Abspaltung von HCl hergestellt werden (EDC-Verfahren). Ein weiteres großtechnisches Verfahren zur Herstellung von EDA ist die Umsetzung von Monoethanolamin (MEA) mit Ammoniak in Gegenwart von Aminierungskatalysatoren (MEA-Verfahren).
Alternativ zu den etablierten Verfahren kann die Herstellung von EDA auch durch Umsetzung von Monoethylenglykol (MEG) mit Ammoniak erfolgen.
Ein solches Verfahren hätte verschiedene Vorteile. Ein Vorteil besteht in der guten Verfügbarkeit von MEG im Vergleich zu MEA.
MEA wird großtechnisch durch Umsetzung von Ethylenoxid (EO) und Ammoniak hergestellt. Es entsteht in der Regel ein Reaktionsgemisch, welches neben MEA auch noch höhere Ethanola- mine, wie Diethanolamin (DEOA) und Triethanolamin (TEOA) enthält. Diese Nebenprodukte müssen von MEA durch einen separaten Destillationsschritt abgetrennt werden. Ethylenoxid ist ein hochentzündliches Gas, welches mit Luft explosionsfähige Gemische bilden kann. Die Handhabung von EO ist entsprechend aufwendig. Die Herstellung von MEA erfordert somit eine technisch aufwendige EO-Anlage mit anschließender Reindestillation.
Demgegenüber kann MEG sowohl auf Basis von petrochemischen Rohstoffen als auch auf Basis von nachwachsenden Rohstoffen produziert werden. Petrochemisch wird MEG ebenfalls aus EO durch Umsetzung mit Wasser hergestellt. Ebenso wie bei der Umsetzung von EO mit Ammoniak, lässt sich bei der Umsetzung von EO mit Wasser nicht verhindern, dass bereits entstandenes MEG mit EO zu Nebenprodukten, wie Di- und Triethylenglykol, reagieren kann. Die Selektivität von MEG liegt bei ca. 90% und ist somit aber deutlich höher als die Selektivität von MEA, welche in der Regel bei 70-80% liegt. Durch den Omega-Prozess der Schell konnte die Selektivität für MEG jedoch nochmals deutlich - auf ca. 99%— gesteigert werden. Im Omega- Prozess wird EO mit CO2 zu Ethylencarbonat umgesetzt, welches im zweiten Schritt selektiv zu MEG hydrolysiert wird.
MEG lässt sich auch über den Synthesegasweg, z.B. durch oxidative Carbonylierung von Methanol zu Dimethyloxalat und dessen anschließender Hydrierung, herstellen. Damit kommen als weiterer petrochemischer Rohstoff auch Erdgas oder Kohle für die Herstellung von MEG in Fra- ge.
Alternativ, kann MEG auch aus nachwachsenden Rohstoffen, wie Mais oder Zuckerrohr durch Fermentation zu Ethanol, anschließender Dehydratisierung zu Ethen und nachfolgender Umsetzung mit Sauerstoff zu Ethylenoxid hergestellt werden. Aufgrund der vielen Herstellungsvarianten ist die Verfügbarkeit von MEG im Allgemeinen hoch, was sich in der Regel positiv auf die Rohstoffkosten auswirkt.
Im Stand der Technik wird offenbart, dass die Umsetzung von MEG mit Ammoniak zu EDA so- wohl in der Flüssigphase als auch in der Gasphase erfolgen kann.
Die Aminierung von MEG in der Gasphase wird in den beiden chinesischen Anmeldungen CN 102 190 588 und CN 102 233 272 offenbart.
So beschreibt die CN 102 190 588 die einstufige Umsetzung von MEG und Ammoniak in Ge- genwart von Cu-haltigen Katalysatoren. Der Reaktionsdruck liegt gemäß der Beschreibung in einem Bereich von 3 bis 30 bar. Die Reaktionstemperatur liegt im Bereich von 150 bis 350°C. In der Anmeldung CN 102 233 272 wird die Umsetzung von MEG mit Ammoniak in der Gasphase an Katalysatoren offenbart, die Cu und Ni als Hauptbestandteile und Zr, Zn, AI, Ti, Mn und Ce als Nebenkomponente beinhalten. Die Zusammensetzung der erhaltenen Reaktions- gemische wurde allerdings nicht offenbart.
Alternativ zur Umsetzung in der Gasphase kann die Umsetzung von MEG mit Ammoniak und Wasserstoff auch in der Flüssigphase erfolgen. Das Reaktionsverhalten von Katalysatoren in der Gas- und Flüssigphase unterscheidet sich jedoch in der Regel erheblich, so dass Rück- Schlüsse von dem Reaktionsverhalten von MEG in der Gasphase auf das Reaktionsverhalten von MEG in der Flüssigphase im Allgemeinen nicht zulässig sind.
Eine Übersicht über die metallkatalysierte Aminierung von MEG in der flüssigen Phase wird in der Diplomarbeit„Reaktionskinetische Untersuchungen zur metallkatalysierten Aminierung von Ethylenglykol in der flüssigen Phase" von Carsten Wolfgang Ihmels gegeben („Reaktionskinetische Untersuchungen zur metallkatalysierten Aminierung von Ethylenglykol in der flüssigen Phase", Diplomarbeit der Carl von Ossietzky Universität Oldenburg vom 17.03.2000). Ihmels beschreibt eine Vielzahl von Folge- und Nebenreaktionen, die bei der Aminierung von MEG auftreten können, beispielsweise die Bildung von Di- und Triethanolamin, Disproportionierung, Nitrilbildung, Carbonylkondensation und Fragmentierungsreaktionen. Kondensation und Dispo- portionierung können bei zweiwertigen Alkoholen letztendlich auch zur Bildung von Oligomeren, wie Diethylentriamin (DETA), Triethylentetramin (TETA) und Polymeren führen. Eine weitere wichtige Nebenreaktion ist die Cyclisierung. So kann Diethanolamin oder DETA zum Piperazin (PIP) weiterreagieren. Höhere Temperaturen fördern eine sich an die Cyclisierung anschließen- de Dehydrierung zu Aromaten. Somit wird bei der Umsetzung von MEG mit Ammoniak ein breites Produktspektrum erhalten, wobei einige Produkte in dem Produktspektrum kommerziell interessanter sind als andere. So ist für EDA, DETA und TETA der kommerzielle Bedarf höher als der von PIP oder Aminoethylethanolamin (AEEA). Gegenstand von vielen Untersuchungen bei der Umsetzung von MEG mit Ammoniak war es deshalb Katalysatoren und Reaktionsbedin- gungen zu finden, die zu einem vorteilhaften Produktspektrum führen. US 4,1 1 1 ,840 offenbart die Umsetzung von MEG mit Ammoniak und Wasserstoff bei Drücken von 500 bis 5000 psig (ca. 34 bis 340 bar) an geträgerten Ni/Re-Katalysatoren. Dabei führten Silika/Alumina-Trägerkatalysatoren mit einer Oberfläche von 60 m2/g zu besseren Ergebnissen als Silika/Alumina-Trägerkatalysatoren mit einer spezifischen Oberfläche von 150 m2/g.
In der US 3,137,730 wird die Umsetzung von MEG mit Ammoniak in der Flüssigphase bei Temperaturen von 200-300°C und Drücken oberhalb von 1000 psig (ca. 69 bar) an Cu/Ni- Katalysatoren offenbart. DE 1 172 268 offenbart die Umsetzung von Ethylenglykol an Katalysatoren, die mindestens eines der Metalle Cu, Ag, Mn, Fe, Ni und Co enthalten. In einem Beispiel wurde MEG mit Ammoniak bei 180°C und einem Druck von 300 bar in Gegenwart von Wasserstoff an einem Co- Katalysator umgesetzt. Die chinesische Anmeldung CN 106607060 A offenbart Katalysatoren zur Aminierung von MEG in flüssiger Phase.
In der WO 2007/093514 wird ein zweistufiges Verfahren zur Herstellung von EDA offenbart, wobei in der ersten Verfahrensstufe die Aminierung an einem Hydroaminierungskatalysator bis zu einem MEA-Umsatz von maximal 40% durchgeführt wird und in der zweiten Verfahrensstufe ein geträgerter Ru/Co-Katalysatorformkörper mit kleiner Geometrie eingesetzt wird und die zweite Stufe bei einer um mindestens 10°C höheren Temperatur als die erste Verfahrensstufe durchgeführt wird. Die in den beschriebenen Verfahren anfallenden Produktströme werden in der Regel zur Reingewinnung von einzelnen Produkten, insbesondere der besonders gewünschten Produkte EDA und DETA, destillativ aufgetrennt.
In der WO 2007/093555 wird offenbart, dass die destillative Aufarbeitung der Reaktionsproduk- te aus der MEG-Umsetzung problematisch ist, da MEG und DETA ein Azeotrop bilden, das vom Druck nahezu unabhängig ist und daher durch Druckwechseldestillation nicht aufgetrennt werden kann. Gemäß WO 2007/09355 liegt die azeotrope Zusammensetzung bei ca. 44 Gew.-% MEG und 56 Gew.-% DETA und hat bei 150 mbar einen Siedepunkt von 154°C, gegenüber dem Siedepunkt von reinem MEG von 144°C bzw. von reinem DETA von 142°C, jeweils bei dem oben aufgeführten Druck von 150 mbar. In der WO 2007/093555 wird deshalb ein Verfahren zur destillativen Auftrennung eines Produktstroms aus der MEG-Umsetzung offenbart, bei dem eine Stufe der Auftrennungssequenz als Extraktivdestillation mit Triethylenglykol (TEG) aus selektivem Lösungsmittel für DETA durchgeführt wird. In der Offenbarung wird eine
Trennsequenz offenbart die folgenden Schritte beinhaltet:
Einleitung des Austrage aus der MEG-Umsetzung in eine erste Destillationseinheit K-l und Auftrennung des eingeleiteten Austrage in einen Kopfstrom, enthaltend die Komponenten Ethylendiamin und Piperazin, und einem Sumpfstrom, enthaltend die Komponenten mit einem Siedepunkt größer als der Siedepunkt von Piperazin.
Einleitung des Sumpfstroms aus Kolonne K-l in eine zweite Destillationskolonne K-II und Auftrennung des zugeführten Sumpfstromes in einen Kopfstrom, enthaltend Monoethyl- englykol, Diethylentriamin und Monoethanolamin, sowie einen Sumpfstrom, enthaltend gegenüber Monoethylenglykol und Diethylentriamin schwerer siedende Komponenten.
Zuführung des Kopfstroms aus Kolonne K-II in eine Extraktivdestillationskolonne K-III, der auf gleicher Trennstufe oder Höhe ein Triethylenglykol als selektives Lösungsmittel für Diethylentriamin zugeführt wird, wobei in der Extraktivdestillationskolonne K-III über Sumpf ein mit Diethylentriamin beladener, das selektive Lösungsmittel Triethylenglykol enthaltender Strom, und über Kopf ein Monoethylenglykol enthaltender, weitgehend von Diethylentriamin freier Strom abgezogen wird.
Der Sumpfstrom aus der Extraktivdestillationskolonne K-III, enthaltend mit DETA beladenes selektives Lösungsmittel, wird bevorzugt einer Desorptionskolonne K-IV zugeführt, und darin in einen DETA enthaltenden Kopfstrom und einen TEG enthaltenden Sumpfstrom aufgetrennt. Der TEG enthaltende Sumpfstrom aus der Kolonne K-IV wird bevorzugt in die Ex- traktivdestillationskolonne K-III recycliert.
Aufgabe der vorliegenden Erfindung war es, ein Verfahren zur Herstellung von Ethylenaminen und/oder Ethanolaminen zur Verfügung zu stellen, welches besonders ressourceneffizient in Bezug auf die eingesetzten Ausgangsstoffe, Energie und Verbrauchsmittel, insbesondere Waschflüssigkeiten ist.
Die Aufgabe der vorliegenden Erfindung wurde gelöst durch ein
Verfahren zur Herstellung von Ethylenaminen und/oder Alkanolaminen welches folgende Schritte umfasst:
1 ) Umsetzung von MEG mit Ammoniak in Gegenwart von Wasserstoff und eines Ami- nierungskatalysators;
2) Abtrennung von Wasserstoff und Ammoniak aus dem Reaktionsaustrag aus Stufe 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die Abtrennung von Wasserstoff und Ammoniak in Stufe 2 folgende Schritte umfasst:
2-1 ) Auftrennung des Reaktionsaustrags aus Stufe 1 in eine gasförmige Phase, welche
Ammoniak und Wasserstoff enthält, und eine flüssige Phase, welche Ethylenamine und/oder Alkanolamine enthält,
2-2) Überleitung der gasförmigen Phase aus Stufe 2-1 ) über ein oder mehrere Kondensatoren, wobei eine oder mehrere flüssige Phase erhalten werden, in denen Ammoniak angereichert ist, und eine gasförmige Phase erhalten wird, in der Wasserstoff angereichert ist, 2-3) Inkontaktbringen der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2) mit MEG, so dass eine flüssige Phase, enthaltend MEG und Ammoniak, erhalten wird und eine gasförmige Phase, enthaltend Wasserstoff und optional Ammoniak, erhalten wird. Das vorliegende Verfahren unterscheidet sich vom Stand der Technik dahingehend, dass die Ammoniakabtrennung neu konzeptioniert wurde, so dass ein besonders ressourceneffizientes Verfahren erzielt werden konnte.
Nachfolgend werden folgende Abkürzungen verwendet:
AEEA: Aminoethylethanolamin
AEP: Aminoethylpiperazin.
DETA: Diethylentriamin.
EDA: Ethylendiamin.
EDC: Ethylendichlorid.
HEP: Hyd roxyethyl pi perazi n .
HPA: Heavy Polyamine (Schwere Polyamin)
MEA: Monoethanolamin.
MEG: Monoethylenglykol
NMEDA: N-Methylethylendiamin
PEHA: Pentaethylenhexamine.
PIP: Piperazin.
TEPA: Tetraethylenepentamin.
TETA: Triethylenetetramin.
Druckangaben beziehen sich, falls nicht anderweitig spezifiziert, auf die Angabe des absoluten Drucks.
Die Erfindung kann folgendermaßen ausgeführt werden.
MEG-Umsetzung - Stufe 1 )
Erfindungsgemäß wird in einer Stufe 1 ) MEG in Gegenwart von Ammoniak, Wasserstoff und einem heterogenen Katalysator umgesetzt.
Edukt-MEG
Als Ethylenglykol wird bevorzugt technisches Ethylenglykol mit einer Reinheit von mindestens 98%, und ganz besonders bevorzugt Ethylenglykol mit einer Reinheit von mindestens 99% und ganz besonders bevorzugt von mindestens 99,5% eingesetzt.
Das in dem Verfahren eingesetzte Ethylenglykol kann aus Ethylen hergestellt werden, welches aus petrochemischen Prozessen erhältlich ist. So wird in der Regel in einer ersten Stufe Ethen zu Ethylenoxid oxidiert, welches nachfolgend mit Wasser zu Ethylenglykol umgesetzt wird. Das erhaltene Ethylenoxid kann aber auch im sogenannten Omega-Prozess mit Carbondioxid zu Ethylencarbonat umgesetzt werden, welches anschließend mit Wasser zu Ethylenglykol zu hyd- rolisieren kann. Das Omega-Verfahren zeichnet sich durch eine höhere Selektivität für Ethyl- englykol aus, da weniger Nebenprodukte, wie Di- und Triethylenglykol entstehen.
Ethen kann aber auch aus nachwachsen Rohstoffen hergestellt werden. So kann Ethen durch Dehydratisierung von Bio-Ethanol gebildet werden.
Ethylenglykol lässt sich auch über den Synthesegasweg, z.B. durch oxidative Carbonylierung von Methanol zu Dimethyloxalat und dessen anschließender Hydrierung, herstellen. Damit kommen als weiterer petrochemischer Rohstoff auch Erdgas oder Kohle für die Herstellung von MEG in Frage.
In das erfindungsgemäße Verfahren kann ein MEG eingesetzt werden, dass keine sogenannte Faserqualität aufweist. In diesem Fall ist es jedoch bevorzugt das MEG zusammen mit dem Gemisch C in Stufe b) (wie nachfolgend beschrieben) einzuleiten.
Schwefelgehalt im MEG
Bevorzugt enthält das eingesetzte MEG weniger als 100 ppm Schwefel. Besonders bevorzugt enthält das eingesetzte MEG weniger als 20 ppm Schwefel, ganz besonders bevorzugt weniger als 2 ppm Schwefel. Im Idealfall enthält das eingesetzte MEG gar keinen Schwefel. Es ist daher vorteilhaft, das frisch eingesetzte MEG vor Einführung in den Reaktionsteil so aufzuarbeiten, dass eventuell vorhandenes Schwefel abgetrennt wird. Dazu besteht die Möglichkeit, frisches MEG statt direkt in die MEG-Umsetzung (Stufe 1 ), zunächst in Stufe b) oder Stufe 2 oder Stufe a), bevorzugt Stufe b), einzuleiten und nach der Aufrennung in Stufe b) in die MEG-Umsetzung (Stufe 1 ) zurückzuführen. Es wurde gefunden, dass durch die Rektifikation in Gegenwart von Aminen nicht nur gegebenenfalls im Frisch-MEG vorhandene Hochsieder abgetrennt werden, sondern auch gegebenenfalls enthaltene Schwefelverbindungen, wie Sulfide, Sulfite, Mercapta- ne oder Thiole, die durch Reaktion oder Schleppwirkung mit den basischen Aminen Addukte (Hochsieder) bilden. Die voranstehend genannten bevorzugten Ausführungsformen ermöglichen somit auch den Einsatz eines MEG, das keine sogenannte Faserqualität aufweist.
In einer bevorzugten Ausführungsform wird MEG deshalb vor dem Einleiten in Stufe 1 ) zunächst in die Stufe 2) oder bevorzugt in die Stufe b) eingeleitet und das in Stufe b) abgetrennte Gemisch D, welches das destillierte MEG enthält in Stufe 1 ) eingeleitet. Die in dieser Ausführungs- form beschriebene Kopplung der MEG-Umsetzung (Stufe 1 ) mit Stufe b) ermöglicht somit den Einsatz von MEG, welches keine Faserqualitität aufweist, da überraschenderweise gefunden wurde, dass der Schwefelgehalt in Stufe b) abgesenkt werden kann.
Edukt-NH3
Die Umsetzung von Ethylenglykol erfolgt im Allgemeinen in Gegenwart von Ammoniak. Als Ammoniak kann herkömmlich im Handel erhältliches Ammoniak eingesetzt werden, beispielsweise Ammoniak mit einem Gehalt von mehr 98 Gew.-% Ammoniak, bevorzugt mehr als 99 Gew.-% Ammoniak, bevorzugt mehr als 99,5 Gew.-%, insbesondere mehr als 99,8 Gew.-% Ammoniak.
Edukt-H2
Das erfindungsgemäße Verfahren erfolgt bevorzugt in Gegenwart von Wasserstoff.
Der Wasserstoff kommt im Allgemeinen technisch rein zum Einsatz. Der Wasserstoff kann auch in Form eines Wasserstoffs enthaltenden Gases, d.h. mit Beimengungen anderer Inertgase, wie Stickstoff, Helium, Neon, Argon oder Kohlendioxid zum Einsatz kommen. Als Wasserstoff enthaltende Gase können beispielsweise Reformerabgase, Raffineriegase usw. verwendet werden, wenn und soweit diese Gase keine Kontaktgifte für die eingesetzten Katalysatoren, wie zum Beispiel CO enthalten. Bevorzugt wird jedoch reiner Wasserstoff bzw. im Wesentlichen reiner Wasserstoff in das Verfahren eingesetzt, beispielsweise Wasserstoff mit einem Gehalt von mehr als 99 Gew.-% Wasserstoff, bevorzugt mehr als 99,9 Gew.-% Wasserstoff, besonders bevorzugt mehr als 99,99 Gew.-% Wasserstoff, insbesondere mehr als 99,999 Gew.-% Wasserstoff. Aminierungskatalysatoren
Die Umsetzung von MEG und Ammoniak erfolgt im Allgemeinen in Gegenwart von Aminierungskatalysatoren. Als Aminierungskatalysatoren können alle Katalysatoren eingesetzt werden, die die Umsetzung von MEG zu EDA und/oder MEA bewirken.
Bevorzugt werden Aminierungskatalysatoren eingesetzt, die ein oder mehrere Aktivmetalle der Gruppen 7 und/oder 8 und/oder 9 und/oder 10 und/oder 1 1 des Periodensystems der Elemente enthalten. Beispiele für solche Aktivmetalle sind Sn, Cu, Co, Ni und/oder Fe, sowie auch Edel- metalle wie Rh, Ir, Ru, Pt, Pd, sowie Re.
Die oben genannten Aktivmetalle können in Form von Metallnetzen oder Gittern oder in Form von Schwamm- oder Skelettkatalysatoren nach Raney in das Verfahren eingesetzt werden. Die Aminierungskatalysatoren können optional ein oder mehrere Katalysatorzusatzelemente umfassen. Bei den Katalysatorzusatzelementen handelt es sich in der Regel um Metalle oder Halbmetalle ausgewählt aus den Gruppen 1 bis 6, 12 bis 17 des Periodensystems der Elemente und den Metallen der Seltenen Erden. Bevorzugte Aktivmetalle sind Co, Cu, Ni, Ru und Re. Ganz besonders bevorzugte Aktivemetalle sind Ru, Co, Cu und Ni. Bevorzugte Katalysatorzusatzelemente sind Zr, AI, Sb, Sn, Pb, Bi, In, Si, Ga, V, Nb, S, P, B, Cr, W, La, Ce, Y und Hf, besonders bevorzugt Sn, P, Pb, Sb, La, Zr, Si und AI.
Besonders bevorzugt sind Katalysatorvorläufer die ein oder mehrere Aktivmetalle ausgewählt aus der Gruppe bestehend aus Cu, Co, Ni und Ru enthalten und optional das Katalysatorzusatzelement Sn enthalten.
Besonders bevorzugt werden Aminierungskatalysatoren eingesetzt, die durch Reduktion von sogenannten Katalysatorvorläufern hergestellt werden.
Im Katalysatorvorläufer liegen die Aktivmetalle und die Katalysatorzusatzelemente im Allgemeinen in Form ihrer sauerstoffhaltigen Verbindungen vor, beispielsweise als Carbonate, Oxide, Mischoxide bzw. Hydroxide der Aktivmetalle bzw. Katalysatorzusatzelemente.
In der Regel werden die Katalysatorvorläufer durch Inkontaktbringen von löslichen Verbindun- gen der Aktivmetalle bzw. der Katalysatorzusatzelemente mit einem Trägermaterial (Tränkung/Imprägnierung) hergestellt oder durch Fällung der löslichen Verbindungen mit einem Fällungsmittel, wobei die Fällung in Gegenwart von Trägermaterial (sogenannte Auffällung) oder in Abwesenheit von Trägermaterialien (sogenannte Mischfällung) erfolgen kann. Die getränkten oder aufgefällten Trägermaterialien bzw. die ausgefällten Niederschläge der Aktimetalle bzw. der Katalysatorzusatzelemente werden im Allgemeinen nach einer Trockung durch eine Calcinie- rung in die sauerstoffhaltigen Verbindungen umgewandelt, wobei die Umwandlung in der Regel durch Entwässerung und/oder Zersetzung erfolgt.
Als Trägermaterial kann das Katalysatorzusatzelement Kohlenstoff, beispielsweise in Form von Graphit, Ruß und/oder Aktivkohle verwendet werden.
Bevorzugte Trägermaterialien sind Oxide der Katalysatorzusatzelemente AI, Ti, Zn, Zr und Si oder Mischungen davon, beispielsweise Aluminiumoxid (gamma, delta, theta, alpha, kappa, chi oder Mischungen daraus), Titandioxid (Anatase, Rutil, Brookit oder Mischungen daraus), Zin- koxid, Zirkondioxid Siliziumdioxid (wie Silica, pyrogenes Siliziumdioxid, Kieselgel oder Silikate), Alumosilicate, Mineralien, wie Hydrotalcit, Chrysotil und Sepiolit.
Besonders bevorzugte Trägermaterialien sind Aluminiumoxid oder Zirkonoxid oder Gemische davon.
Ein besonders bevorzugtes Trägermaterial ist Aluminiumoxid.
Im Anschluss an die Calcinierung erfolgt in der Regel eine Reduktion der Katalysatorvorläufer, wobei der Katalysatorvorläufer in seine katalytisch aktive Form umgewandelt wird.
Der Katalysator kann nach der Reduktion mit einem Sauerstoff enthaltenden Gasstrom, wie Luft oder einem Gemisch von Luft mit Stickstoff, in Kontakt gebracht werden. Dadurch wird ein passivierter Katalysator erhalten. Der passivierte Katalysator weist im Allgemeinen eine schützende Oxidschicht auf. Durch diese schützende Oxidschicht wird die Handhabung und Lagerung des Katalysators vereinfacht, so dass beispielsweise der Einbau des passivierten Katalysators in den Reaktor vereinfacht wird.
Ein passivierter Katalysator wird bevorzugt vor dem Inkontaktbringen mit den Edukten durch Behandlung des passivierten Katalysators mit Wasserstoff oder einem Wasserstoff enthaltenden Gas reduziert. Die Bedingungen bei der Aktivierung entsprechen im Allgemeinen den Reduktionsbedingungen, die bei der Reduktion angewandt werden. Durch die Aktivierung wird in der Regel die schützende Passivierungsschicht aufgehoben.
Die einzelnen Schritte und Methoden zur Herstellung von Aminierungskatalysatoren sind dem Fachmann bekannt und können den nachstehend genannten Offenlegungsschriften entnommen werden. Bevorzugt werden folgende Katalysatoren in die M EG-Umsetzung eingesetzt:
Die in US 4,1 1 1 ,840 offenbarten Ni/Re-Katalysatoren.
Die in US 3,137,730 offenbarten Cu/Ni-Katalysatoren.
Die in DE 1 172 268 offenbarten Katalysatoren, die mindenstens eines der Aktivemtalle Cu, Fe, Ni und Co enthalten.
Die in WO 2007/093514 offenbarten geträgerten Ru/Co-Katalysatoren.
Die in WO 2013072289 offenbarten Katalysatoren, die neben AI, Cu, Ni und Co das Element Sn beinhalten.
Die in der WO 200908051 , der WO 2009080508, der WO 200006749 und der WO
20008006750 offenbarten Katalysatoren, die neben Zr und Ni auch Cu, Sn, Co und/oder Fe beinhalten und als weitere Bestandteile Elemente wie V, Nb, S, O, La, B, W, Pb, Sb, Bi und In enthalten.
Die in den Anmeldungen mit der Anmeldenummer EP 1 , EP 2 und EP3 offenbarten Katalysatoren.
Bevorzugt setzt man den Katalysator in Form kleiner Körper ein, wie Zylinder, Kugeln oder Tabletten. Bevorzugt weisen die Formkörper einen Durchmesser von gleich oder weniger als 10 mm auf, besonders bevorzugt von gleich oder weniger als 5 mm, ganz besonders bevorzugt von gleich oder weniger als 2 mm auf.
Molare Verhältnis der Edukte
Vorzugsweise enthält das eingesetzte Eduktgemisch einen molaren Überschuss an Ammoniak bezogen auf die eingesetzte MEG-Menge. Das molare Verhältnis NH3/MEG kann dabei 1 bis 100, bevorzugt 2 bis 50, besonders bevorzugt 7 bis 18 betragen.
Reaktoren Bevorzugte Reaktoren für die Umsetzung von MEG mit Ammoniak sind im Allgemeinen Rohrreaktoren. In den Rohrreaktoren ist der Aminierungskatalysator bevorzugt als Fließ- oder Festbett angeordnet.
Besonders bevorzugt erfolgt die Umsetzung von Ethylenglykol und/oder Monoethanolamin mit NH3 in einem Rohrreaktor, in dem der Aminierungskatalysator als Festbett angeordnet ist.
Alternativ erfolgt die Umsetzung vorteilhaft in einem Rohrbündelreaktor oder in einer Mono- stranganlage.Bei einer Monostranganlage kann der Rohrreaktor, in dem die Umsetzung erfolgt, aus einer Hintereinanderschaltung mehrerer (z.B. zweier oder dreier) einzelner Rohrreaktoren betehen. Optional ist hier vorteilhaft eine Zwischeneinspeisung von Feed (enthaltend das Edukt und/oder Ammoniak und/oder H2) und/oder Kreisgas und/oder Reaktraustrag aus einem nachgeschalteten Reaktor möglich.
Es ist auch möglich, den Katalysator als Suspension zu halten, die in einen Rührkessel, Schlaufenreaktor oder einem Wirbelbett durch Bewegung der Flüssigkeit erzeugt wird.
Temperatur und Druck
Bevorzugt erfolgt die Umsetzung von MEG bei Drücken von im Allgemeinen 5 bis 50 MPa (50- 500 bar), bevorzugt 5 bis 40 MPa, besonders bevorzugt 20 bis 35 MPa, und Temperaturen von im Allgemeinen 50 bis 350 °C, besonders 100 bis 300 °C, bevorzugt 120 bis 270 °C, besonders bevorzugt 150 bis 220 °C, insbesondere 170 bis 200 °C.
Wenn der Reaktor adiabat betrieben wird, steigt im Allgemeinen die Temperatur in Abhängigkeit vom Umsatzes und des molaren Einsatzverhältnisses von MEG zu Ammoniak. So ist der adia- bäte Temperaturanstieg bei gleichem Umsatz niedriger, wenn die Ammoniakmenge höher ist. Der Temperaturanstieg in einem adiabaten Reaktor beträgt in der Regel 0 bis 200 °C, bevorzugt 5 bis 100 °C, besonders bevorzugt 7 bis 30 °C.
Der Wasserstoffpartialdruck beträgt vorzugsweise 0,25 bis 20 MPa (2,5 bis 200 bar), besonders bevorzugt 0,5 bis 15 MPa (5 bis 150 bar), ganz besonders bevorzugt 1 bis 10 MPa (10 bis 100 bar) und insbesondere bevorzugt 2 bis 5 MPa (20 bis 50 bar).
Katalysatorbelastung Die Katalysatorbelastung, ausgedrückt als an MEG eingesetzte Gewichtsmenge pro Zeiteinheit dividiert durch die eingesetzte Katalysatorgewichtsmenge, beträgt 0.05 bis 10 kg/kg h, bevorzugt 0.1 bis 5 kg/kg h, besonders bevorzugt 0.2 bis 1.5 kg/kg h. Austrag
Der Austrag aus der Stufe 1 ) enthält im Allgemeinen die Produkte der Aminierungsreaktion, nicht umgesetzte Edukte, wie MEG und Ammoniak, sowie Wasserstoff und Wasser.
Als Produkte der Aminierungsreaktion enthält der Austrag aus dem Aminierungsreaktor weiterhin die entsprechenden Ethanolamine und/oder Ethylenamine auf Basis von MEG.
Besonders bevorzugt enthält der Reaktionsaustrag nicht umgesetztes MEG, Ammoniak und Wasserstoff, sowie die Reaktionsprodukte MEA, EDA, PIP, AEEA, AEP, DETA und höhere
Ethylenamine (unter höheren Ethylenamine werden Ethylenamine mit einem Siedepunkt größer oder gleich TETA bezeichnet), beispielsweise TETA und TEPA.
Weiterhin kann der Reaktionsaustrag NMEDA enthalten. NMEDA ist ein unerwünschtes Nebenprodukt. In vielen technischen Anwendungen wird eine Reinheit von EDA spezifiziert, bei der Anteil an NMEDA unter 500 Gew.-ppm liegt. In einer bevorzugten Ausführungsform wird deshalb in zwei weiteren Stufen, einer Stufe 4 (NMEDA-Abtrennung) und einer Stufe 5 (EDA- Reinigung) NMEDA abgetrennt (wie nachfolgend beschrieben).
Ammoniakabtrennung - Stufe 2:
Die Gemische aus der MEG-Umsetzung enthalten in der Regel Ammoniak und Wasserstoff.
Die Menge an Ammoniak in den Reaktionsausträgen liegt typischerweise in dem Bereich von 50 bis 90 Gew.-%, besonders bevorzugt im Bereich von 60 bis 85 Gew.-% und ganz besonders bevorzugt im Bereich von 70 bis 80 Gew.-%.
Erfindungsgemäß wird in einer Stufe 2 Wasserstoff und Ammoniak aus dem Reaktionsaustrag aus Stufe 1 ) abgetrennt. Erfindungsgemäß erfolgt die Abtrennung von Wasserstoff und/oder Ammoniak aus dem Reaktionsaustrag aus Stufe 1 , dadurch, dass die Stufe 2 folgende Schritte umfasst:
2-1 ) Auftrennung des Reaktionsaustrags aus Stufe 1 in eine gasförmige Phase, welche Ammoniak und/oder Wasserstoff enthält, und eine flüssige Phase, welche Ethylenamine und/oder Alkanolamine enthält,
2-2) Überleitung der gasförmigen Phase aus Stufe 2-1 ) über ein oder mehrere Kondensatoren, wobei eine oder mehrere flüssige Phase erhalten werden, in denen Ammoniak angereichert ist, und eine gasförmige Phase erhalten wird, in der Wasserstoff angereichert ist, 2-3) Inkontaktbringen der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2) mit MEG, so dass eine flüssige Phase, enthaltend MEG und Ammoniak, erhalten wird und eine gasförmige Phase, enthaltend Wasserstoff und optional Ammoniak, erhalten wird. Überraschenderweise wurde gefunden, dass bei dem Inkontaktbringen der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2), welche Wasserstoff und Ammoniak enthält, Wärme frei wird. Durch das erfindungsgemäße Verfahren kann MEG, welches in die Stufe 1 ) geführt werden soll, in der Stufe 2- 3) vorgeheizt werden, wodurch Energie eingespart werden kann. Weiterhin erweist sich als vorteilhaft, dass sowohl die Waschflüssigkeit als auch das Ammoniak Edukte des erfind ungsgemä- ßen Verfahrens sind, und somit zusammen ohne weitere Aufreinigung in das erfindungsgemäße Verfahren eingesetzt werden können.
Die Auftrennung des Reaktionsaustrags aus Stufe 1 erfolgt bevorzugt dadurch, dass man den Reaktionsaustrag aus Stufe 1 ) in einer Stufe 2-1 ) entspannt (Flash). Dazu wird der Reaktions- austrag aus Stufe 1 ) bevorzugt in einen Entspannungsbehälter (Flash-Behälter) bzw. Abscheidebehälter geleitet.
Der Entspannungsbehälter wird vorzugsweise bei einem Druck im Bereich von 20 bis 80 bar, bevorzugt 30 bis 70 bar und insbesondere bevorzugt 40 bis 60 bar betrieben.
Die Entspannung auf den niedrigeren Druck erfolgt bevorzugt über ein Entspannungsventil und ggf. einen Einleitungsverteiler (Inlet Diffuser oder Inlet-Distributor).
Die sich bei der Entspannung bildene gasförmige Phase wird in der Regel im oberen Bereich des Entspannungsbehälters abgezogen. Vorzugsweise ist vor dem Dampfabzug eine Vorrichtung zum Abscheiden von Flüssigkeitstropfen, beispielsweise ein Maschengitter, angebracht. Die bei der Entspannung nicht verdampfende flüssige Phase wird in der Regel im unteren Be- reich des Behälters gesammelt und abgezogen. Der Abzug kann dabei über ein Regelventil gesteuert werden, so dass im Entspannungsbehälter ein konstantes Flüssigkeitsniveau eingestellt werden kann.
Die flüssige Phase enthält im Allgemeinen die Komponenten des Reaktionsaustrags, die bei der Entspannung in der flüssigen Phase verbleiben. Dies sind insbesondere die in Stufe 1 ) gebilde- ten Ethylenamine und/oder Alkanolamine, sowie nicht umgesetztes MEG. Die flüssige Phase kann zudem Wasser enthalten.
Die sich bei der Entspannung bildene gasförmige Phase enthält im Allgermeinen Wasserstoff und/oder Ammoniak. Die Temperatur der gasförmigen Phase beträgt im Allgemeinen 50 bis 120°C, bevorzug 60 bis 100°C und besonders bevorzug 70 bis 90°C.
Die gasförmige Phase aus Stufe 2-1 ) wird in einer Stufe 2-2) über ein oder mehrere Kondensatoren geleitet. Vorzugsweise sind die ein oder mehrere Kondensatoren wassergekühlte Kondensatoren, insbesondere Rohrbündelkondensatoren oder Plattenwärmetauscher.
In den ein oder mehreren Kondensatoren wird die Temperatur der gasförmigen Phase aus Stu- fe 1 ) abgesenkt. Durch die Absenkung der Temperatur wird in der Regel der Wasserstoff entsprechend der Taulinie des in den Kondensator eingeleiteten Gemisches in der Gasphase angereichert. Zudem wird im Kondensator eine flüssige Phase erhalten, in der Ammoniak angereichert ist.
Dadurch wird eine gasförmige Phase, welche Ammoniak und Wasserstoff enthält, und eine flüs- sige Phase, welche Ethylenamine und/oder Alkanolamine enthält, erhalten.
Die flüssigen Phasen, die an den ein oder mehreren Kondensatoren in Stufe 2-2) abgetrennt werden, werden bevorzugt getrennt oder zusammen in Stufe 1 ) zurückgeführt.
Als Kühlflüssigkeit für die ein oder mehreren Kondensatoren wird vorzugsweise Wasser verwendet. Das Kühlwasser weist bevorzugt eine Temperatur von 20 bis 90°C, bevorzugt 20 bis 50°C und insbesondere bevorzugt 20 bis 30°C auf.
Die ein oder mehrere Kondensatoren werden bevorzugt so ausgelegt, dass die Temperatur der gasförmigen Phase am Ausgang der ein oder mehreren Kondensatoren im Bereich von 25 bis 75°C, bevorzugt 30 bis 70°C und insbesondere bevorzugt 40 bis 60°C liegt.
In einer bevorzugten Ausführungsform besteht die Stufe 2-2) aus einem Kondensator.
In einer weiteren bevorzugten Ausführungsform besteht die Stufe 2-2) aus zwei Kondensatoren.
Die gasförmige Phase aus Stufe 2-2) wird in einer Stufe 2-3) mit MEG in Kontakt gebracht, so dass eine flüssige Phase erhalten wird, welche Ammoniak und MEG enthält, und eine gasförmige Phase erhalten wird, welche Wasserstoff und Ammoniak enthält.
Das Inkontaktbringen der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2) mit MEG erfolgt im Allgemeinen in Apparaten, die für einen Stoffaustausch geeignet sind. Bevorzugt erfolgt das Inkontakbringen mit MEG in einer Waschkolonne und einem Venturiwäscher.
Bevorzugt erfolgt das Inkontaktbringen in einer Waschkolonne.
Bevorzugt enthält die Waschkolonne Einbauten zur Verbesserung des Stoffaustausches zwi- sehen Flüssgkeit und Gas, insbesondere
Packungen, insbesondere strukturierte Packungen,
Böden, insbesondere Glockenböden, Zentrifugalböden oderSiebböden, oder
Füllkörper, insbesondere Raschigringe oder Pallringe.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufe beträgt bevorzugt 5 bis 40, besonders bevorzugt 10 bis 30 und insbesondere bevorzugt 15 bis 25.
Die Temperatur des MEG, welches in dem Stoffaustauschapparat mit der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2) in Kontakt gebracht wird, weist bevorzugt eine Temperatur im Bereich von 20 bis 80°C, besonders bevorzugt 30 bis 70°C und insbesondere bevorzugt 40 bis 60°C auf. In den bevorzugten Temperaturbereichen ist die Löslichkeit von Ammoniak in MEG ausreichend hoch. In dem Stoffaustauschapparat geht ein Teil der gasförmigen Komponenten der gasförmigen
Phase aus Stufe 2-3) in die flüssige MEG-Phase über. Bevorzugt geht Ammoniak in die flüssige MEG-Phase über.
Bevorzugt wir ein MEG verwendet, welches einen Schwefelgehalt von weniger als 100 ppm enthält. . Besonders bevorzugt enthält das eingesetzte MEG weniger als 20 ppm Schwefel, ganz besonders bevorzugt weniger als 2 ppm Schwefel. Im Idealfall enthält das eingesetzte MEG gar keinen Schwefel. Es ist daher vorteilhaft, das frisch eingesetzte MEG vor Einführung in den Reaktionsteil so aufzuarbeiten, dass eventuell vorhandenes Schwefel abgetrennt wird. Dazu be- steht die Möglichkeit, frisches MEG statt direkt in die Stufe 2-3), zunächst in Stufe b) oder Stufe 2 oder Stufe a), bevorzugt Stufe b), einzuleiten und nach der Aufrennung in Stufe b) in die Stufe 2-3) einzuleiten. Es wurde gefunden, dass durch die Rektifikation in Gegenwart von Aminen in Stufe b) nicht nur gegebenenfalls im Frisch-MEG vorhandene Hochsieder abgetrennt werden, sondern auch gegebenenfalls enthaltene Schwefelverbindungen, wie Sulfide, Sulfite, Mercapta- ne oder Thiole, die durch Reaktion oder Schleppwirkung mit den basischen Aminen Addukte (Hochsieder) bilden. Die voranstehend genannten bevorzugten Ausführungsformen ermöglichen somit auch den Einsatz eines MEG als Waschflüssigkeit, das keine sogenannte Faserqualität aufweist. In einer bevorzugten Ausführungsform wird MEG deshalb vor dem Einleiten in Stufe 2- 3) bevorzugt in die Stufe b) eingeleitet und das in Stufe b) abgetrennte Gemisch D, welches das destillierte MEG enthält in Stufe 2-3) eingeleitet.
Die gasförmige Phase aus Stufe 2-3), welche nicht in die flüssige Phase übergegangen ist (Abgas), enthält vorzugsweise Wasserstoff und ggf. nicht in die MEG-Phase übergegangenes Ammoniak.
Bevorzugt wird die gasförmige Phase aus Stufe 2-3) in die Stufe 1 ) zurückgeführt.
Hierzu ist es im Allgemeinen erforderlich, dass die gasförmige Phase aus Stufe 2-3) auf den im Reaktor der Stufe 1 ) herrschenden Druck komprimiert wird.
Die Kompression erfolgt üblicherweise in einem Kompressor.
Es ist weiterhin bevorzugt einen Teil der gasförmigen Phase aus Stufe 2-3) vor der Kompression aus dem Verfahren auszuschleusen. Bevorzugt werden 10 bis 50 Gew.-%, besonders bevorzugt 15 bis 40 Gew.-% und insbesondere bevorzugt 20 bis 30 Gew.-% der gasförmigen Phase aus Stufe 2-3) aus dem Verfahren ausgeschleust.
Das Ausschleusen eines Teils der gasförmigen Phase hat den Vorteil, die Aufpegelung von Ne- benprodukten, wie Methan und CO vermieden werden kann. Durch die Ausschleusung von CO kann die Standzeit der Aminierungskatalysatoren in Stufe 1 ) erhöht werden.
Die flüssige Phase aus Stufe 2-3) enthält MEG und Ammoniak.
Überraschenderweise wurde gefunden, dass sich die Temperatur des MEG beim Inkontaktbrin- gen mit Ammoniak erhöht. Üblicherweise beträgt die Temperaturerhöhung des MEG in dem Stoffaustauschapparat 10 bis 100°C, bevorzugt 20 bis 80°C, besonders bevorzugt 30 bis 70°C und insbesondere bevorzugt 40 bis 60°C.
Es ist deshalb ganz besonders bevorzugt, das MEG, welches in Stufe 1 ) eingeleitet werden soll, vor Einleitung in die Stufe 1 ) in die Stufe 2-3) einzuleiten. Dadurch wird das MEG vorgewärmt, so dass weniger Energie aufgebracht werden muss, um MEG auf die in Stufe 1 ) herrschende Reaktionstemperatur zu bringen.
Zusammensetzung des Austrage aus der Ammoniakabtrennung
Nach der Abtrennung von Ammoniak und ggf. Wasserstoff wird bevorzugt ein Gemisch erhal- ten, welches nicht umgesetztes MEG, sowie die Reaktionsprodukte MEA, EDA, PIP, AEEA, AEP, DETA und höhere Ethylenamine (unter höheren Ethylenamine werden Ethylenamine mit einem Siedepunkt größer oder gleich TETA bezeichnet), beispielsweise TETA und TEPA, enthält
Das nach der Ammoniakabtrennung erhaltene Gemisch, enthält bevorzugt 20 bis 75 Gew.-% EDA, besonders bevorzugt 30 bis 65 Gew.-% EDA und ganz besonders bevorzugt 35 bis 60 Gew.-% EDA.
Der Anteil an Ammoniak beträgt bevorzugt weniger als 5 Gew.-% Ammoniak, besonders bevorzugt weniger als 2 Gew.-% Ammoniak, besonders bevorzugt weniger als 1 Gew.-% Ammoniak und insbesondere bevorzugt weniger als 0,5 Gew.-%.
Der Anteil an höher siedenden Verbindungen mit einem Siedepunkt oberhalb des Siedepunkts von EDA, wie den Aminen MEA, DETA, AEP, AEEA, TETA, TEPA und höheren Ethylenaminen, sowie MEG, liegt bevorzugt im Bereich von 5 bis 90 Gew.-%, besonders bevorzugt im Bereich von 30 bis 85 Gew.-% und ganz besonders bevorzugt im Bereich von 40 bis 70 Gew.-%.
Das Gewichtsverhältnis von EDA zu Me-EDA beträgt vorzugsweise
1 : 0,0005 (500 Gew.-ppm NMEDA ) bis 1 : 0,2 (200 000 Gew.-ppm NMEDA), besonders bevorzugt 1 : 0,001 (1000 Gew.- ppm) bis 1 : 0,05 (50 000 Gew.-ppm NMEDA) und ganz besonders bevorzugt 1 : 0,005 (5000 Gew.-ppm NMEDA) bis 1 : 0,01 (10 000 Gew.-ppm NMEDA).
MEA-Abtrennung - Stufe a):
Bevorzugt wird ein Gemisch enthaltend MEG, MEA, EDA und DETA sowie Leichtsieder, die einen Siedepunkt kleiner oder gleich PIP aufweisen, und Schwersieder, die einen Siedepunkt größer oder gleich AEEA aufweisen, in eine Auftrennungsstufe geleitet, in der die Aufrennung des eingeleiteten Gemisches in folgende Gemische erfolgt:
(i) ein Gemisch A, welches EDA und die Leichtsieder mit einem Siedepunkt kleiner oder gleich PIP, enthält; und
(ii) ein Gemisch B, welches MEA enthält; und
(iii) ein Gemisch C, welches MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA, enthält.
Die Auftrennung in Stufe a) kann in zwei hintereinander geschalteten Rektifikationskolonnen durchgeführt werden oder in einer einzigen Rektifikationskolonne.
2-Stufige MEA-Abtrennung in zwei Rektifikationskolonnen
Wird die Auftrennung in Stufe a) in zwei hintereinander geschalteten Rektifikationskolonnen a-1 und a-2 durchgeführt, so wird in der ersten Rektifikationskolonne a-1
(i) über Kopf oder einen Seitenabzug zwischen Einleitstelle und Kopf ein Gemisch A abgetrennt, welches EDA und die Leichtsieder mit einem Siedepunkt kleiner oder gleich PIP enthält, und (ii) am Sumpf oder einen Seitenabzug zwischen Einleitstelle und Sumpf ein Gemisch BC abgezogen, welches MEA, MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA, enthält.
In der zweiten Rektifikationskolonne a-2 wird
(i) über Kopf oder einen Seitenabzug zwischen Einleitstelle und Kopf ein Gemisch B abgetrennt, welches MEA enthält, und
(ii) am Sumpf oder einen Seitenabzug zwischen Einleitstelle und Sumpf ein Gemisch C abgezogen, welches MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA enthält.
Verfahrensparameter der ersten Rektifikationskolonne a-1
Der Druck in der Rektifikationskolonne a-1 wird so gewählt, dass sich geeignete Sumpf- und Kopftemperaturen ergeben. Ein niedriger Druck erleichtert die Trennung durch Erhöhung der relativen Flüchtigkeit, wie dem Fachmann bekannt ist. Außerdem ergibt sich durch einen niedrigen Druck die Möglichkeit, Wärme bei einer niedrigen Temperatur am Verdampfer zu übertragen und dadurch Abfallwärme zu verwenden.
Die Sumpftemperatur beträgt Allgemeinen 100 bis 250 °C, bevorzugt 120 bis 200 °C, besonders bevorzugt 130 bis 180 °C.
Die Kopftemperatur beträgt im Allgemeinen 20 bis 200 °C, bevorzugt 40 bis 150 °C, besonders bevorzugt 50 bis 90 °C. Die Anzahl der theoretischen Trennstufen beträgt im Allgemeinen 20 bis 100, bevorzugt 30 bis 80, besonders bevorzugt 35 bis 50.
Bevorzugt wird die Trennung in einer einzigen Rektifikationskolonne durchgeführt, wobei die leichtsiedende Fraktion über Kopf oder an einem oberen Seitenabzug, die mittelsiedende Frak- tion an einem Seitenabzug zwischen Kopf und Sumpf und die hochsiedende Fraktion am Sumpf oder an einem unteren Seitenabzug abgeführt werden.
Als Einbauten können die üblichen, dem Fachmann bekannten Einbauten verwendet werden, wie beispielsweise Siebböden oder Glockenböden. Besonders bevorzugt ist die Anwendung von strukturierten Packungen, die den Betrieb bei einem besonders niedrigen Druckverlust und hoher Stufenzahl pro Meter Höhe erlauben.
Verfahrensparameter der zweiten Rektifikationskolonne a-2 Der Druck in der Rektifikationskolonne a-2 wird so gewählt, dass sich geeignete Sumpf- und Kopftemperaturen ergeben. Ein niedriger Druck erleichtert die Trennung durch Erhöhung der relativen Flüchtigkeit, wie dem Fachmann bekannt ist. Außerdem ergibt sich durch einen niedri- gen Druck die Möglichkeit, Wärme bei einer niedrigen Temperatur am Verdampfer zu übertragen und dadurch Abfallwärme zu verwenden.
Die Sumpftemperatur beträgt Allgemeinen 100 bis 250 °C, bevorzugt 120 bis 200 °C, besonders bevorzugt 130 bis 180 °C.
Die Kopftemperatur beträgt im Allgemeinen 20 bis 200 °C, bevorzugt 40 bis 150 °C, besonders bevorzugt 50 bis 90 °C. Die Anzahl der theoretischen Trennstufen beträgt im Allgemeinen 20 bis 100, bevorzugt 30 bis 80, besonders bevorzugt 35 bis 50.
Einstufige MEA-Abtrennung in einer Rektifikationskolonne Bevorzugt wird die Abtrennung in Stufe a) jedoch nur in einer einzigen Rektifikationskolonne a durchgeführt, wobei
(i) über Kopf oder an einem oberen Seitenabzug ein Gemisch A abgetrennt wird, welches EDA und die Leichtsieder mit einem Siedepunkt kleiner oder gleich PIP, enthält; und
(ii) an einem Seitenabzug zwischen Kopf und Sumpf ein Gemisch B abgetrennt wird, welches MEA enthält; und
(iii) am Sumpf oder an einem unteren Seitenabzug ein Gemisch C abgezogen wird, welches MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA, enthält.
Der Druck in der Rektifikationskolonne a wird so gewählt, dass sich geeignete Sumpf- und Kopf- temperaturen ergeben. Ein niedriger Druck erleichtert die Trennung durch Erhöhung der relativen Flüchtigkeit, wie dem Fachmann bekannt ist. Außerdem ergibt sich durch einen niedrigen Druck die Möglichkeit, Wärme bei einer niedrigen Temperatur am Verdampfer zu übertragen und dadurch Abfallwärme zu verwenden. Die Sumpftemperatur beträgt Allgemeinen 100 bis 250 °C, bevorzugt 120 bis 200 °C, besonders bevorzugt 130 bis 180 °C.
Die Kopftemperatur beträgt im Allgemeinen 20 bis 200 °C, bevorzugt 40 bis 150 °C, besonders bevorzugt 50 bis 90 °C.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufen beträgt im Allgemeinen 20 bis 100, bevorzugt 30 bis 80, besonders bevorzugt 35 bis 50.
Einstufige MEA-Abtrennung in einer Trennwandkolonne
In einer besonders bevorzugten Ausführungsform wird eine Rektifikationskolonne a-T mit Trennwand verwendet. Bei einer Trennwandkolonne verläuft im Allgemeinen über einen Teil der Kolonnenhöhe eine vertikale Trennwand, welche den Querschnitt in zwei Abschnitte aufteilt. Oberhalb der Trennwand wird die Flüssigphase gesammelt und in einem wählbaren Verhältnis auf die beiden Kolonnenquerschnitte verteilt. Die Verwendung kann zu einer Verringerung der Investitionskosten und des Energiebedarfs bei der Auftrennung führen.
Vorzugsweise befindet sich die die Zulaufstelle auf der einen Seite der Trennwand und die Stelle vom mittleren Seitenabzug auf der anderen Seite der Trennwand.
Bevorzugt wird am Kopf der Trennwandkolonne ein Gemisch A abgetrennt, welches EDA und die Leichtsieder mit einem Siedepunkt kleiner oder gleich PIP, enthält.
Bevorzugt wird an einem Seitenabzug der Trennwandkolonne zwischen Kopf und Sumpf wird ein Gemisch B abgetrennt, welches MEA enthält.
Bevorzugt wird am Sumpf der Trennwandkolonne wird ein Gemisch C abgezogen, welches MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA, enthält.
Der Druck in der Trennwandkolonne a-T wird so gewählt, dass sich geeignete Sumpf- und Kopftemperaturen ergeben. Ein niedriger Druck erleichtert die Trennung durch Erhöhung der relativen Flüchtigkeit, wie dem Fachmann bekannt ist. Außerdem ergibt sich durch einen niedrigen Druck die Möglichkeit, Wärme bei einer niedrigen Temperatur am Verdampfer zu übertragen und dadurch Abfallwärme zu verwenden.
Die Sumpftemperatur beträgt Allgemeinen 100 bis 250 °C, bevorzugt 120 bis 200 °C, besonders bevorzugt 130 bis 180 °C. Die Kopftemperatur beträgt im Allgemeinen 20 bis 200 °C, bevorzugt 40 bis 150 °C, besonders bevorzugt 50 bis 90 °C.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufen beträgt im Allgemeinen 20 bis 100, bevorzugt 30 bis 80, besonders bevorzugt 35 bis 50.
Weiterverarbeitung der Gemische aus der Stufe a)
Das Gemisch A, welches EDA und die Leichtsieder mit einem Siedepunkt kleiner oder gleich PIP, enthält wird in der Regel in zwei zusätzlichen Prozessstufen aufgearbeitet. In der soge- nannten NMEDA-Abtrennung (Stufe 5) wird zunächst das unerwünschte Nebenprodukt NMEDA und Wasser abgetrennt. Die Stufe 5 kann wiederum in zwei Schritten durchgeführt werden, wobei in einem ersten Schritt die Abtrennung unter Bedingungen durchgeführt wird, unter denen EDA und Wasser ein hochsiedendes azeotropes Gemisch bilden, so dass NMEDA über Kopf abgetrennt werden kann. Der zweite Schritt wird vorzugsweise unter Bedingungen durchgeführt, bei denen Wasser und EDA kein Azeotrop bilden, so dass Wasser von EDA getrennt werden kann. Das Gemisch aus der NMEDA-Abtrennung kann in einer weiteren Prozessstufe, der sogenannten EDA-Reinigung (Stufe 6) in seine Wertprodukte EDA und PIP getrennt werden.
Die NMEDA-Abtrennung (Stufe 5) und die EDA-Reinigung (Stufe 6) werden nachfolgend ausführlicher beschrieben.
Das Gemisch B, welches im Wesentlichen MEA enthält, kann in die MEG-Umsetzung (Stufe 1 ) zurückgeführt werden.
Bevorzugt wird das Gemisch B, welches im Wesentlichen MEA enthält, in eine separate Stufe 3 (MEA-Umsetzung) geleitet, in der MEA mit Ammoniak in Gegenwart von Wasserstoff und einem Aminierungskatalysator umgesetzt wird. Diese Ausführungsform hat den Vorteil, dass die Gesamtmenge AEEA, die im Verfahren gebildet wird, verringert werden kann, da MEA mit EDA in der MEG-Umsetzung zu AEEA reagieren kann.
Die Reaktionsbedingungen und Verfahrensparameter der MEA-Umsetzung entsprechen im Allgemeinen der zuvor beschriebenen MEG-Umsetzung (Stufe 1 ).
Im Allgemeinen wird bei der MEA-Umsetzung jedoch eine niedrigere Temperatur und ein niedrigerer Ammoniaküberschuss als bei der MEG-Umsetzung benötigt.
Wenn die MEA-Umsetzung in einer separaten Stufe 3 durchgeführt wird, so wird bevorzugt der Austrag aus der MEA-Umsetzung (Stufe 3) mit dem Austrag aus der MEG-Umsetzung (Stufe 1 ) zusammengeführt und gemeinsam der Ammoniakabtrennung (Stufe 2) zugeführt.
MEG-Abtrennung - Stufe b):
Bevorzugt wird das Gemisch C, welches MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siede- punkt größer oder gleich AEEA enthält einer weiteren Auftrennungstufe b) zugeführt.
In einer bevorzugten Ausführungsform wird in die Stufe b) zusätzlich MEG eingeleitet, und zwar in der Menge, wie es für die Umsetzung in Stufe 1 benötigt wird. Dazu kann das MEG mit dem Gemisch C vor Einleitung in Stufe b) vermischt werden, oder das MEG und das Gemisch C können getrennt in Stufe b) eingeleitet werden und sich in Stufe b) vermischen. Diese Ausführungsform hat den Vorteil, dass das in Stufe 1 benötigte MEG in Stufe b) zusätzlich aufgereinigt werden kann. So kann in Stufe 1 ein MEG eingesetzt werden, dass einen niedrigen Schwefelgehalt aufweist, welches zu den voranstehend beschriebenen Vorteilen führen kann. In Stufe b) wird das Gemisch C aus Stufe a) aufgetrennt in:
(i) ein Gemisch D, welches MEG enthält: und
(ii) ein Gemisch E, welches MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA, enthält. Bevorzugt erfolgt die Auftrennung in einer Rektifikationskolonne b, wobei das Gemisch D bevorzugt als Kopfprodukt oder einem oberen Seitenabzug abgezogen wird und das Gemisch E bevorzugt als Sumpfprodukt oder einem unteren Seitenabzug abgezogen wird. Der Druck am Kopf der Kolonne b beträgt im Allgemeinen 0.1 bis 3 bar, bevorzugt 0.2 bis 2 bar, besonders bevorzugt 0.25 bis 0.7 bar. Der Druck am Kopf der Kolonne b wird vorteilhaft so gewählt, dass die am Kondensator anfallende Kondensationswärme zum Betreiben eines Ver- dampfers an einem anderen Teil des Verfahrens eingesetzt werden kann, um die Gesamtenergiekosten zu verringern (Wärmeintegration).
Die Kopftemperatur der Rektifikationskolonne b beträgt im Allgemeinen 30 bis 220°C, bevorzugt 100 bis 200 °C, besonders bevorzugt 140 bis 190 °C.
Die Rektifikationskolonne b enthält im Allgemeinen 1 bis 20 theoretische Trennstufen, bevorzugt 2 bis 10 theoretische Trennstufen, besonders bevorzugt 3 bis 7 theoretische Trennstufen.
Die Trennung in Rektifikationskolonne b erfolgt in dem Fachmann bekannten Apparaturen, wie Glockenboden-, Siebodenkolonnen oder Kolonnen mit Füllkörpern oder strukturierter Packung. Bevorzugt werden druckverlustarme Einbauten wie strukturierte Packungen eingesetzt.
Weiterverarbeitung der Gemische aus der Stufe b) Das Gemisch D aus Stufe b) enthält im Wesentlichen MEG. Vorzugsweise weist das so erhaltene MEG einen niedrigen Schwefelgehalt auf. Bevorzugt enthält das Gemisch D, welches im Wesentlichen MEG enthält weniger als 100 ppm Schwefel in Form von Sulfid, Sulfit, oder einer organischen Schwefelverbindung wie Mercaptane oder Thiole. Besonders bevorzugt enthält das Gemisch D weniger als 20 ppm Schwefel, ganz besonders bevorzugt weniger als 2 ppm
Schwefel. Die Einleitung eines solch schwefelarmen MEG in die MEG-Umsetzung (Stufe 1 ) hat die voranstehend erwähnten Vorteile.
Das Gemisch E aus Stufe b) enthält MEG, DETA und Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA. Der Gehalt an DETA und MEG im Gemisch E entspricht dabei in etwa der Zusammensetzung des hochsiedenden Azeotropes DETA MEG.
Ein besonderer Vorteil von Stufe b) ist, dass die anschließende Auftrennung des hochsiedenden Azeotropes DETA MEG im Stufe d) erleichtert wird, da der in Stufe d) zugeführte Strom im Allgemeinen nur noch die Menge MEG enthält, wie sie der Zusammensetzung des Azeotrops DE- TA/MEG entspricht. Der Strom, der in Stufe d) eingeleitet wird, enthält somit in der Regel kein oder nur noch ein geringes Maß an überschüssigem MEG. Durch den geringeren Mengensrom, der in Stufe d) eingeleitet wird, verringert sich der Energiebedarf sowie die Apparategrößen. Weiterhin kann die thermische Belastung der Produkte in Schritt d) verringert werden, was zu einer höheren Qualität der Produkte führt.
AEEA/Rückstand-Abtrennung - Stufe c): Bevorzugt wird das Gemisch E aus Stufe b), welches MEG, DETA und Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA enthält in einer Stufe c) aufgetrennt:
(i) in ein Gemisch F, welches MEG und DETA enthält; und
(ii) in ein Gemisch G, welches die Schwersieder mit einem Siedepunkt, größer oder gleich AEEA enthält.
Alternativ kann das Gemisch E aus Stufe b wie folgt aufgetrennt werden:
(i) in ein Gemisch F, welches MEG und DETA enthält; und
(ii) in ein Gemisch G1 , welches AEEA enthält; und
(iii) in ein Gemisch G2, welches die Schwersieder mit einem Siedepunkt, größer oder gleich AEEA enthält.
Die Auftrennung in Stufe c) erfolgt vorzugsweise in einer Rektifikationskolonne c. In der Rektifikationskolonne c wird bevorzugt das Gemisch F über Kopf oder einem oberen Seitenabzug abgezogen und das Gemisch G wird bevorzugt über Sumpf oder einem unteren Seitenabzug abgezogen.
Es ist auch möglich ein Gemisch F über Kopf abzuziehen und ein Gemisch G1 , über einen mitt- leren Seitenabzug und ein Gemisch G2 über Sumpf oder einen unteren Seitenabzug.
Die Rektifikation in Stufe c wird im Allgemeinen in dem Fachmann bekannten Rektifikationseinrichtungen wie Glockenboden-, Siebbodenkolonnen oder Kolonnen mit Füllkörpern oder strukturierten Packungen durchgeführt.
Bevorzugt verwendet man strukturierte Packungen mit niedrigem Druckverlust.
Wird das Gemisch E in drei Fraktionen F, G1 und G2 getrennt, so wird als Rektifikationskolonne c bevorzugt eine Trennwandkolonne verwendet.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufen beträgt 5 bis 50, bevorzugt 10 bis 30, besonders be- vorzugt 15 bis 20.
Der Druck am Kopf der Kolonne beträgt 0.01 bis 3.0 bar, bevorzugt 0.05 bis 1 bar, besonders bevorzugt 0.1 bis 0.5 bar. Die Kopftemperatur der Rektifikationskolonne b beträgt im Allgemeinen 30 bis 220°C, bevorzugt 100 bis 200 °C, besonders bevorzugt 120 bis 180 °C.
Weiterverarbeitung der Gemische aus der Stufe c) Das Gemisch G, welches die Schwersieder mit einem Siedepunkt, größer oder gleich AEEA enthält wird im Allgemeinen in einer weiteren Auftrennungsstufe, wie beispielsweise einer Rektifikation, einer Destillation oder einer einfachen Verdampfung an einem Umlauf-, Fallfilm-, oder Dünnschichtverdampfer aufgearbeitet, um AEEA von Hochsiedern mit einem Siedepunkt größer als AEEA zu trennen.
Das Gemisch G1 , welches im Wesentlichen AEEA enthält, kann auch direkt einer weiteren Ver- wendung zugeführt werden. Beispielsweise kann AEEA als Syntheschemikalie zur Herstellung anderer chemischer Verbindungen, wie Kraftstoff- und Öladditive, Chelatliganden, Tenside, Coatings, Weichspüler, Urethane oder andere verwendet werden. Es ist auch möglich, dass AEEA weiter aufzureinigen, wenn eine besonders hohe Qualität gefordert wird. Das Gemisch G2, welches Hochsieder mit einem Siedepunkt größer als AEEA enthält, kann ebenfalls einer Verwendung zugeführt werden, beispielsweise als Asphaltadditiv, Korrosionsinhibitor, Kraftstoff- und Öladditiv, Tenside oder als Härter für Epoxysysteme.
DETA-Abtrennung - Stufe d):
Bevorzugt wird das Gemisch F aus Stufe c) durch Extraktivdestillation mit Triethylenglykol (TEG) aufgetrennt in:
(i) ein Gemisch H, welches MEG enthält; und
(ii) ein Gemisch I, welches DETA und TEG enthält.
Vor der Einleitung des Gemischs F in Stufe d) wird dem Gemisch F TEG zugeführt.
Die Extraktivdestillation mit TEG als selektivem Lösungsmittel für DETA wird bevorzugt in der Weise betrieben, dass das molare Verhältnis von TEG zu DETA im Gemisch F nach Zu- führung des TEG im Bereich von 1 :1 bis 10:1 liegt, besonders bevorzugt 2:1 bis 8:1 und ganz besonders bevorzugt 3:1 bis 5:1 liegt.
Die Extraktivedestillation in Stufe d) wird bevorzugt in einer Rektifikationskolonne d durchgeführt Bevorzugt wird am Kopf oder einem oberen Seitenabzug das Gemisch H abgezogen, während Gemisch I als Sumpfprodukt oder aus einem unteren Seitenabzug abgezogen wird.
Die Rektifikation in Stufe d) wird bevorzugt in dem Fachmann bekannten Rektifikationseinrichtungen wie Glockenboden-, Siebbodenkolonnen oder Kolonnen mit Füllkörpern oder strukturier- ten Packungen durchgeführt. Bevorzugt verwendet man strukturierte Packungen mit niedrigem Druckverlust.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufen beträgt im Allgemeinen 10 bis 100, bevorzugt 20 bis 60, besonders bevorzugt 30 bis 50.
Der Druck am Kopf der Kolonne beträgt im Allgemeinen 0.005 bis 1.0 bar, bevorzugt 0.01 bis 0.2 bar, besonders bevorzugt 0.02 bis 0.1 bar. Die Kopftemperatur der Rektifikationskolonne d beträgt im Allgemeinen 50 bis 220°C, bevorzugt 70 bis 160 °C, besonders bevorzugt 80 bis 130 °C. Weiterverarbeitung der Gemische aus der Stufe d)
Das Gemisch H, welches im Wesentlichen MEG enthält, wird vorzugsweise in die MEG- Umsetzung zurückgeführt. Das voranstehend beschriebene Verfahren kann optional mit weiteren Stufen zu einem besonders vorteilhaften Gesamtverfahren verbunden werden.
So wird vorzugsweise das in Stufe d) erhaltene Gemisch I, welches DETA und TEG enthält, in eine weitere Stufe 4 (TEG-Abtrennung) eingeleitet in der eine Auftrennung erfolgt in:
(i) ein Gemisch J, welches DETA enthält; und
(ii) ein Gemisch K, welches TEG enthält.
Das Gemisch A aus Stufe a) wird vorzugsweise in einer Stufe 5 (EDA-Entwässerung) eingeleitet, in der eine Auftrennung in:
(i) ein Gemisch L, welches NMEDA und Wasser enthält; und
(ii) ein Gemisch M, welches Wasser enthält; und
(iii) ein Gemisch N, welches EDA und PIP enthält.
Das Gemisch N aus Stufe 5 wird vorzugsweise in eine weiteren Stufe 6 (EDA-Reinigung) in folgende Gemische aufgetrennt:
(i) ein Gemisch O, welches EDA enthält; und
(ii) ein Gemisch P, welches PIP enthält; und
(iii) ein Gemisch Q, welches einen Rückstand enthält. Optionale Stufen:
TEG-Abtrennung - Stufe 4
Vorzugsweise wird das in Stufe d) erhaltene Gemisch I, welches DETA und TEG enthält, in eine weitere Stufe 4 eingeleitet in der eine Auftrennung erfolgt in:
(i) ein Gemisch J, welches DETA enthält; und
(ii) ein Gemisch K, welches TEG enthält.
Die Stufe 4 wird bevorzugt in einer Rektifikationskolonne durchgeführt, bei der vom Kopf oder aus einem oberen Seitenabzug das Gemisch J abgezogen wird und das Gemisch K als Sumpfprodukt oder aus einem unteren Seitenabzug abgezogen wird. Die Rektifikation in Stufe 4 wird bevorzugt in dem Fachmann bekannten Rektifikationseinrichtungen wie Glockenboden-, Siebbodenkolonnen oder Kolonnen mit Füllkörpern oder strukturierten Packungen durchgeführt. Bevorzugt verwendet man strukturierte Packungen mit niedrigem Druckverlust.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufen in Kolonne e beträgt im Allgemeinen 5 bis 60, bevorzugt 10 bis 50, besonders bevorzugt 20 bis 40.
Der Druck am Kopf der Kolonne e beträgt im Allgemeinen 0.005 bis 1.0 bar, bevorzugt 0.01 bis 0.2 bar, besonders bevorzugt 0.02 bis 0.1 bar.
Die Kopftemperatur der Rektifikationskolonne e beträgt im Allgemeinen 50 bis 220°C, bevorzugt 70 bis 160 °C, besonders bevorzugt 80 bis 130 °C. Weiterverarbeitung der Gemische aus der Stufe 4
Das Gemisch J, welches im Wesentlichen DETA enthält, kann einer weiteren Verwendung zugeführt werden, beispielsweise als Chelatligand, als Härter für Epoxidsysteme und als Zwischenprodukt zur Herstellung von Pflanzenschutzmitteln und Pharmazeutika.
Das Gemisch K, welches im Wesentlichen TEG enthält, wird bevorzugt, wie voranstehend aufgeführt, mit dem Gemish F aus Stufe c) vor Einleitung in die Stufe d) vermischt.
EDA-Entwässerung - Stufe 5
Das Gemisch A aus Stufe a) wird vorzugsweise in eine Stufe 5 (EDA-Entwässerung) eingeleitet, in der eine Auftrennung in:
(iv) ein Gemisch L, welches NMEDA und Wasser enthält; und
(v) ein Gemisch M, welches Wasser enthält; und
(vi) ein Gemisch N, welches EDA und PIP enthält.
Die Trennung wird bevorzugt in einer Sequenz von zwei Rektifikationskolonnen 5-1 und 5-2 durchgeführt. NMEDA-Abtrennungskolonne 5-1
In der Rektifikationskolonne 5-1 wird bevorzugt das Gemisch L über Kopf abgetrennt wird und über Sumpf ein Gemisch MN, welches den wesentlichen Anteil an EDA als hochsiedendes Azeotrop mit Wasser und Piperazin enthält.
Die Sumpftemperatur in 5-1 beträgt bevorzugt weniger als 170 °C, besonders bevorzugt weniger als 160 °C, ganz besonders bevorzugt weniger als 155 °C beträgt. Die Rektifikationstemperatur wird in der Regel durch Einstellung eines geeigneten Drucks bei der Rektifikation erreicht.
Vorzugsweise wird die Destillation unter Bedingungen durchgeführt, in denen Wasser und EDA ein hochsiedendes Azeotrop bilden. Dazu wird dem Gemisch ggf. zusätzliches Wasser zugeführt, wie sie für die Bildung eines hochsiedenden Azeotrops erforderlich ist. Bei Vorhandensein anderer Stoffe, die ein hochsiedendes Azeotrop mit Wasser bilden, muss zusätzlich mindestens die Wassermenge vorhanden sein, die der jeweiligen Konzentration der jeweiligen Komponente, die ein hochsiedendes Azeotrop mit Wasser bildet, entspricht.
Die Bestimmung der azeotropen Zusammensetzungen ist dem Fachmann geläufig. Für weitere Einzelheiten wird auf die EP 2 507 202 verwiesen.
Vorzugsweise wählt man einen möglichst niedrigen Druck für die Rektifikation, und zwar besonders vorzugsweise einen solchen, bei dem eine Kondensation des am Kopf anfallenden Dampfgemisches unter technisch üblichen Bedingungen erfolgt, d.h. einer Temperatur bei der noch mit Kühlwasser oder durch Umgebungsluftkühlung kondensiert werden kann. Dies sind üblicherweise Kopftemperaturen von 20°C und mehr, bevorzugt 30°C und mehr und besonders bevorzugt 35°C und mehr. Bevorzugt erfolgt die Kondensation in einem Temperaturbereich von 20 bis 60 °C, bevorzugt 30 bis 55 °C, besonders bevorzugt 40 bis 50 °C.
Bevorzugt wird am Kopf der Kolonne ein Druck von 2,5 bar und weniger, bevorzugt 1 ,6 bar und weniger und ganz besonders bevorzugt 1 bar und weniger eingestellt.
Enthält der Eintrag in die Rektifikationskolonne höher siedende Amine, so ist es im Allgemeinen erforderlich den Kopfdruck abzusenken, um die bevorzugte Temperatur im Sumpf der Kolonne zu erreichen.
Die Rektifikation kann in dem Fachmann bekannten Apparaturen, wie Glockenboden- , Siebbodenkolonnen oder Kolonnen mit Füllkörpern oder strukturierten Packungen erfolgen. Bevorzugt werden druckverlustarme Einbauten, wie strukturierte Packungen eingesetzt, beispielsweise als Blechpackung wie Mellapak 250 Y oder Montz Pak (Typ B1 -250). Es kann auch eine Packung mit geringerer oder erhöhter spezifischer Oberfläche vorliegen, oder es kann eine Gewebepackung oder eine Packung mit anderer Geometrie, wie Mellapak 252.Y, verwendet werden. Vorteilhaft bei der Verwendung dieser destillativen Einbauten sind der geringe Druckverlust und der geringe spezifische Flüssig-Hold-up im Vergleich zu beispielsweise Ventilböden. Die Einbauten können in ein oder mehreren Betten vorliegen.
Die Rektifikationskolonne enthält bevorzugt 35 bis 140 theoretische Trennstufen, besonders bevorzugt 50 bis 120 theoretische Trennstufen und ganz besonders bevorzugt 60 bis 100 theoretische Trennstufen.
Der Eintrag in die Rektifikationskolonne wird vorzugsweise in einem räumlichen Bereich zwischen 25% und 95%der theoretischen Böden der Rektifikationskolonne zugeführt (von unten gezählt), besonders bevorzugt in einem räumlichen Bereich zwischen 60% und 90% der theoretischen Böden der Rektifikationskolonne. Beispielsweise kann die Zuführung-oberhalb der Mitte der theoretischen Böden erfolgen Zur Verbesserung der Abtrennung von NMEDA wird vorzugsweise das am Kondensator anfallende Kondensat zu mehr als 30 %, bevorzugt zu mehr als 50%, in den Kopf der Rektifikationskolonne zurückgeführt. Der Rest wird aus dem Verfahren ausgeschleust und in der Regel einem Sammelbehälter und von dort in im Allgemeinen einer Entsorgung, vorzugsweise einer Kläranlage, zugeführt
Das Gemisch L, welches im Wesentlichen Wasser und NMEDA und ggf. Spuren von EDA enthält, wird vorzugsweise im oberen Bereich der Kolonne, besonders bevorzugt am Kopf der Kolonne entnommen und einem Kondensator zugeführt. Als Kondensator können beispielsweise Kondensatoren mit Kühlschlange oder Wendelrohr, Doppelrohrkühler sowie Rohrbündelwärme- tauscher eingesetzt werden.
Zur Verbesserung der Abtrennung von NMEDA wird vorzugsweise das am Kondensator anfallende Kondensat zu mehr als 30 %, bevorzugt zu mehr als 50%, in den Kopf der Rektifikationskolonne zurückgeführt. Der Rest wird aus dem Verfahren ausgeschleust und in der Regel einem Sammelbehälter und von dort in im Allgemeinen einer Entsorgung, vorzugsweise einer Kläranlage, zugeführt.
Im unteren Bereich der Kolonne, vorzugsweise aus dem Sumpf oder einen unteren Seitenabzug, wird ein Gemisch MN abgezogen, welches den wesentlichen Anteil an EDA als hochsie- dendes Azeotrop mit Wasser und Piperazin enthält.
EDA-Entwässerungskolonne 5-2
Das Gemisch MN wird vorzugsweise in eine weitere Rektifikationskolonne 5-2 geleitet, in der vorzugsweise über Kopf oder einen oberen Seitenabzug das Gemisch M abgezogen wird und am Sumpf oder einen unteren Seitenabzug das Gemisch N abgezogen wird.
Vorzugsweise wird die EDA-Entwässerungskolonne 5-2 unter Bedingungen betrieben, bei denen EDA und Wasser ein zeotropes Gemisch bilden.
Der Druck in Kolonne 5-2 wird im Allgemeinen so eingestellt, dass die Sumpftemperatur höher als180 °C, bevorzugt höher als 190 °C, besonders bevorzugt höher als 200 °C beträgt.
In der bevorzugten Ausführungsform liegt deshalb der absolute Druck am Kopf der Rektifikati- onskolonne bevorzugt im Bereich von 4 bis 30 bar, besonders bevorzugt 6 bis 10 bar und insbesondere bevorzugt 7 bis 9 bar. Der Zulauf erfolgt besonders bevorzugt in einem räumlichen Bereich zwischen 50% und 100% der theoretischen Böden der Rektifikationskolonne. Beispielsweise kann die Zuführung auf den Kopf der Kolonne erfolgen. Die optimale Zulaufstelle kann vom Fachmann mit den üblichen Berechnungswerkzeugen ermittelt werden.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufen liegt im Allgemeinen im Bereich von 10 bis 80, vorzugsweise 30 bis 60.
In einer bevorzugten Ausführungsform weist die EDA-Entwässerungskolonne einen Kondensa- tor auf, der in der Regel bei einer Temperatur betrieben, in dem der überwiegende Teil des Wassers bei dem entsprechenden Kopfdruck kondensiert wird.
In der Regel liegt die Betriebstemperatur des Kondensators im Bereich von 150 bis 230°C, vorzugsweise 160 bis 195°C. Im Kondensator fällt in der Regel ein Kondensat an, welches überwiegend Wasser enthält.
Vorzugsweise wird das am Kondensator anfallende Kondensat zu mehr als 50 %, bevorzugt zu mehr als 65 %, in den Kopf der Rektifikationskolonne zurückgeführt.
Das nicht zurückgeführte Kondensat kann im Allgemeinen direkt der Entsorgung zugeführt wer- den, beispielsweise durch Einleiten in eine Abwasseraufbereitungsanlage.
In einer weiteren bevorzugten Ausführungsform wird das nicht in die EDA-Entwässerung zurückgeführte Kondensat in den Sumpf der NMEDA-Abtrennungskolonne 5-1 eingeleitet. Dies hat den Vorteil, dass die Wassermenge in der NMEDA-Abtrennungskolonne erhöht wird, so dass die NMEDA-Abtrennungskolonne so viel Wasser enthält, wie es für die Bildung eines hochsiendenen Azeotrops von EDA und Wasser erforderlich ist.
In einer bevorzugten Ausführungsform wird das am Kopf der EDA-Entwässerungskolonne 5-2 abgezogene Gemisch M, welches im Wesentlichen Wasser enthält, nicht kondensiert und in Form von Brüden (unter„Brüden" versteht man hier den am Kopf einer Kolonne anfallenden, in der Regel dampfförmigen Strom, bevor er einem Kondensator zugeführt wird) in die NMEDA- Abtrennungskolonne 5-1 eingeleitet.
Die Einleitung der Brüden kann direkt in den Abtriebsteil der Kolonne 5-1 , vorzugsweise den Sumpf erfolgen. Hierbei ist es vorteilhaft, den Brüdenstrom von 5-2 zu 5-1 mit Hilfe eines Re- gelventils oder einer Regelklappe auf den niedrigeren Druck zu drosseln oder die Drosselung anhand einer Turbine vorzunehmen, die einen Motor antreibt, der Strom erzeugt.
Die Brüden können als Heizdampf in einen Verdampfer der Kolonne 5-1 geleitet werden.
In beiden Fällen wird der Energiebedarf am Verdampfer der Kolonne 5-1 um einen erheblichen Betrag vermindert.
EDA-Reinigung - Stufe 6 Das Gemisch N aus Stufe 5, welches EDA und PIP enthält, wird bevorzugt in einer weiteren Stufe 5 wie folgt aufgetrennt: (iii) ein Gemisch O, welches EDA enthält; und
(iv) ein Gemisch P, welches PIP enthält; und
(v) ein Gemisch Q, welches einen Rückstand enthält.
Die Auftrennung in Stufe 6 wird vorzugsweise in einer Rektifikationskolonne 6-1 durchgeführt.
Hierbei wird bevorzugt über Kopf oder einen oberen Seitenabzug oberhalb vom Zulauf ein Gemisch O abgezogen, welches im Wesentlichen EDA enthält.
Am Seitenabzug oder über den Sumpf wird bevorzugt ein Gemisch P abgezogen, welches im Wesentlichen PIP enthält.
Aus dem Sumpf kann optional ein Gemisch Q als Rückstand abgezogen werden, welches im Allgemeinen Schwersieder mit einem höheren Siedepunkt als PIP enthält. Die Trennung erfolgt in dem Fachmann bekannten Kolonnen, wie Glockenboden-, Siebbodenkolonnen oder Kolonnen mit Füllkörpern oder strukturierten Packungen.
Die Rektifikationskolonne enthält 10 bis 70 theoretische Trennstufen, bevorzugt 20 bis 60 theoretische Trennstufen, besonders bevorzugt 30 bis 50 theoretische Trennstufen.
Der Druck am Kopf der Kolonne beträgt 0.1 bis 10 bar, bevorzugt 0.5 bis 5 bar, besonders bevorzugt 1 .0 bis 3 bar.
Es ist möglich, den Druck der Kolonne und somit die Kopftemperatur am Kondensator so zu wählen, dass die anfallende Kondensationswärme zur Beheizung eines weiteren Verdampfers im Verfahren verwendet werden kann, um Energiekosten einzusparen.
Vorteile Durch das erfindungsgemäße Verfahren können Ressourcen, wie Energie und Einsatzstoffe, insbesondere Verbrauchsmittel, wie Waschflüssigkeit, eingespart werden.
Überraschenderweise wurde gefunden, dass bei der Verwendung von MEG als Waschlösung zur Abtrennung von Ammoniak aus der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2), welche Wasserstoff und Ammoniak enthält, Wärme frei wird. Durch das erfindungsgemäße Verfahren kann MEG, welches in die Stufe 1 ) geführt werden soll, in der Stufe 2-3) vorgeheizt werden, wodurch Energie eingespart werden kann. Weiterhin erweist sich als vorteilhaft, dass sowohl die Waschflüssigkeit als auch das Ammoniak Edukte des erfindungsgemäßen Verfahrens sind, und somit zu- sammen ohne weitere Aufreinigung in das erfindungsgemäße Verfahren eingesetzt werden können.
Das erfindungsgemäße Verfahren wird anhand von nachfolgenden Beispielen erläutert.
Beispiel 1 :
Beispiel 1 wurde gemäß der in Figur 1 und Figur 2 aufgezeigten Anordnung durchgeführt. Die Herstellung des Gemisches enthaltend MEG, MEA, EDA und DETA erfolgte in zwei parallelen Stufen (Stufe 1 : MEG-Umsetzung und Stufe 3; MEA-Umsetzung), wie in Figur 1 dargestellt.
In Stufe 1 wird ein Strom (1 ) mit 53.5 kg/h Ammoniak in flüssiger Forme bei 190 bar mit einem Strom (2) bestehend aus 13.9 kg/h MEG bei 190 bar und einem weiteren Strom (1 -1 ) bestehend aus 350 g/h Wasserstoff gemischt, auf 175 °C erhitzt und durch einen Rohrreaktor (R1 ) enthaltend 20 kg eines Ni-, Co-, Cu-, Ru- und Sn-haltigen Katalysators.
Die Katalysatorherstellung erfolgte dabei wie folgt: Ein Katalysatorvorläufer wurde gemäß Beispiel B3 der WO 2013/072289 hergestellt. Die so erhaltenen Tabletten (3*3 mm) wurden zu 1 -2 mm Splitt zerkleinert. Die maximale Wasseraufnahmekapazität des Splitts betrug 0,30 mL/g. Es wurde eine Metallsalzlösung hergestellt. Hierzu wurden 20,25 g Cobaltnitrathexahydrat (20,25 Gew.-% Co) in heißem Wasser gelöst und 37,91 g Ru-nitrosylnitratlösung zugegeben. Die so erhaltene Lösung wurde mit VE-Wasser auf 71 ml aufgefüllt und in ein Sprühgefäß überführt. Der Splitt wurde in einer Tränkapparatur mit einer Menge besprüht, die 95% der maximalen Wasseraufnahme des Splitts entspricht. Um die homogene Aufnahme der Tränklösung zu gewähr- leisten, wurde der Splitt noch weitere 30 min nachrotiert. Im Anschluss wurde der Katalysatorsplitt für 16 h bei 120°C im Umlufttrockenschrank getrocknet. Im Anschluss an die Trocknung wurde der Katalysatorvorläufer bei maximal 200°C in einem Strom aus Stickstoff und Wasserstoff reduktiv calciniert. In Stufe 3 wurde ein Strom (3) mit 4.7 kg/h Ammoniak in flüssiger Form bei 190 bar mit einem Strom (4) bestehend aus 1 .88 kg/h MEOA und einem weiteren Strom (3-1 ) bestehend aus 65 g/h Wasserstoff bei 190 bar gemischt, auf 150 °C erhitzt und durch einen Reaktor (R2) enthaltend 5 kg Katalysator (Herstellung: s.o) geleitet. Die Reaktionsausträge aus Stufe 1 und Stufe 3 wurden zusammengeführt und in die Ammoniakabtrennung (Stufe 2) geleitet.
Die Stufe 2 wurde in zwei Schritten in zwei Rektifikationskolonnen (K21 und K22) durchgeführt. In einem ersten Schritt wurde die vereinigten Gemische aus Stufe 1 und 3 in eine Rektifikati- onskolonne (K21 ) mit nur einem Abtriebsteil mit 2 theoretischen Trennstufen geleitet. K21 wurde bei einem Kopfdruck von 20 bar und einer Sumpftemperatur von 165 C betrieben. Am Kopf der K21 wurde eine Temperatur von 49 °C gemessen. Über Kopf von K21 wurde der enthaltene Ammoniak abgetrennt und als Ströme (1 ) und (3) in die Stufen 1 und 3 zurückgeführt, wobei ein kleiner Strom frischen Ammoniaks zur Ergänzung von Verlusten hinzugeführt wurde. Am Kon- densator der K21 entstand zudem eine kleine Menge Abgas, bestehend hauptsächlich aus der in den Ammoniakzuläufen, Ströme (1 ) und (3) enthaltenen Wasserstoffmenge. Der Sumpfaus- trag von Kolonne K21 , Strom (5), wurde in einer weiteren Kolonne (K22) eingeleitet, die nur ei- nen Abtriebsteil mit 5 theoretischen Trennstufen enthielt. K21 wurde bei einem Kopfdruck von 4 bar und einer Sumpftemperatur von 173 °C betrieben. Am Kopf der K21 wurde ein Gemisch aus Ammoniak und Wasser bei 55 °C als Strom (6) abgezogen und in die Kolonne K21 zurückgeführt. Der ammoniakfreie Sumpfaustrag der Kolonne K22 wurde als Strom (7) wurde in das erfindungsgemäße Verfahren eingeleitet.
Stufe a)
Der Austrag aus Stufe 2 (Strom (7)) wurde in die Stufe a) geleitet, wie in Figur 2 dargestellt. Die Stufe a) ist als Trennwandkolonne ausgestaltet, die die bei einem Kopfdruck von 150 mbar betrieben wurde. Kolonne K31 enthielt eine geordnete Packung entsprechend 16 theoretischen Trennstufen als Abtriebsteil unterhalb des Trennbleches, 5 theoretischen Trennstufen auf der Zulaufseite des Trennbleches unterhalb der Zulaufstelle, 10 theoretischen Trennstufen auf der Zulaufseite des Trennbleches oberhalb der Zulaufstelle, 12 theoretischen Trennstufen auf der Abzugsseite des Trennbleches unterhalb der Seitenabzugsstelle, 8 theoretischen Trennstufen auf der Abzugsseite des Trennbleches oberhalb der Seitenabzugsstelle und 3 theoretischen Trennstufen als Verstärkungsteil oberhalb des Trennbleches. Die Kopftemperatur an K31 betrug 73 °C, die Sumpftemperatur 146 °C und die Rücklaufmenge 10.6 kg/h. Am Seitenabzug der K31 wurde ein Strom enthaltend 1 .88 kg/h MEA abgezogen (Gemisch B), der als Strom (4) auf in die Stufe 3 geleitet wurde.
Stufe 5) NMEDA-Abtrennung
Am Kopf der Kolonne K31 wurde ein Strom (8) enthaltend EDA und Leichtsieder mit einem Sie- depunkt kleiner oder gleich PIP (Gemisch A), abgezogen, der in die NMEDA-Abtrennung (Stufe 5) geleitet wurde, wie in Figur 2 dargestellt.
Die Stufe 5 wurde in zwei Schritten in zwei Rektifikationskolonnen durchgeführt.
Die erste Rektifikationskolonne K41 wurde bei einem Kopfdruck von 150 mbar betrieben. Kolonne K41 enthielt eine geordnete Packung entsprechend 13 theoretischen Trennstufen im Ver- stärkungs- und 67 theoretischen Trennstufen im Abtriebsteil. Die Kopftemperatur betrug 55 °C, die Sumpftemperatur 79 °C und die Rücklaufmenge 5 kg/h. Über Kopf wurden 3.3 kg/h Wasser als Strom (9) abgezogen, die 100 ppm EDA und 1217 ppm NMEDA (Gemisch L) enthielten. Über Sumpf der K41 wurde ein Strom (10) mit 12 kg/h, enthaltend 1 ppm NMEDA abgezogen. Strom (10) wurde in eine zweite Rektifikationskolonne K42 geleitet, die aus einem Abtreibsteil mit geordneter Packung entsprechend 60 theoretischen Trennstufen bestand. Der Kopfdruck betrug 8.5 bar, die Kopftemperatur 189 °C und die Sumpftemperatur 204 °C. Die K42 enthielt keinen Kondensator, die gesamten Brüden der Kolonne wurden als Strom (1 1 ) in den Sumpf der K41 eingeleitet. Über Kopf der K42 wurde ein Strom (6) enthaltend Wasser (Gemisch M) abgezogen. Über Sumpf der K42 wurden 4.6 kg/h als Strom (12) enthaltend EDA, PIP, sowie 0.35 % Wasser abgezogen und in die EDA-Abtrennung (Stufe 6) geleitet.
Stufe 6) EDA-Abtrennung Die Stufe 6 wurde in einem Schritt in einer Rektifikationskolonne durchgeführt, wie in Figur 2 dargestellt.
Das Gemisch aus Stufe 5 wurde in eine Rektifikationskolonne K43 eingeleitet, die bei einem Kopfdruck von 1050 mbar betrieben wurde und einen unteren, dampfförmigen Seitenabzug aber kein Trennblech enthielt. Kolonne K43 enthielt geordnete Packung entsprechend
25 Trennstufen im Verstärkungsteil, 15 theoretische Trennstufen im Abtriebsteil zwischen Zulauf und Seitenabzug und 5 theoretischen Trennstufen zwischen Seitenabzug und Sumpf. Die Kopftemperatur betrug, 1 18 °C, die Sumpftemperatur 149 °C und die Rücklaufmenge 8.6 kg/h. Über Kopf wurden als Strom (13) 4.1 kg/h EDA mit einem Gehalt von 0.4 % Wasser und 100 ppm Piperazin als Reinprodukt abgezogen (Germisch O). Am Seitenabzug wurden als Strom (14) 0.48 kg/h Piperazin mit einem Gehalt von 98 ppm EDA abgezogen (Gemisch P). Über Sumpf wurden als Strom (15) 50 g/h Rückstand abgezogen (Gemisch Q). Stufe b)
Am Sumpf der Kolonne K31 wurden als Strom (16) 8.7 kg/h abgezogen, welcher MEG, DETA und die Schwersieder mit einem Siedepunkt größer oder gleich AEEA enthält (Gemisch C). Dieser Strom wurde in einer Stufe b) in eine Rektifikationskolonne K51 geleitet, wie in Figur 2 dar- gestellt. Die Kolonne K51 wurde bei einem Kopfdruck von 300 mbar betrieben. Die Kolonne K51 enthielt nur einen Abtriebsteil mit geordneter Packung entsprechend 6 theoretischen Trennstufen. Die Kopftemperatur betrug 161 °C, die Sumpftemperatur 179 °C. Über Kopf wurden als Strom (17) 7.8 kg/h MEG enthaltend 0.4 % DETA und 0.5 % AEEA sowie 0.6 % anderer Hoch- sieder abgezogen (Gemisch D). Über Sumpf der K51 wurden als Strom (18) 0.91 kg/h gezogen enthaltend 34 % MEG, 34 % DETA, 16 % AEEA und der Rest (16 %) anderer Hochsieder gezogen (Gemisch E).
Stufe c) Das Sumpfprodukt aus Stufe b) wurde in einer Stufe c) in eine Rektifikationskolonne K61 geleitet, wie in Figur 2 dargestellt. Die Kolonne K61 wurde bei einem Kopfdruck von 125 mbar betrieben. Die Kolonne K61 enthielt eine geordnete Packung entsprechend 15 theoretischen Trennstufen im Verstärkungs- und 12 theoretischen Trennstufen im Abtriebsteil. Die Kopftemperatur betrug 150 °C, die Sumpftemperatur 180 °C, die Rücklaufmenge 0.8 kg/h. Über Sumpf wurden als Strom (19) 0.29 kg/h Rückstand mit AEEA abgezogen (Gemisch G). Über Kopf wurden als Strom (20) 0.62 kg/h enthaltend ca. 50 % MEG und 50 % DETA mit 1 10 ppm anderer Hochsieder gezogen (Gemisch F).
Stufe d)
Der Strom (20) wurde in einer Stufe d) in eine Rektifikationskolonne K71 geleitet, wie in Figur 2 darfestellt. Die Kolonne K71 wurde bei einem Kopfdruck von 30 mbar betrieben. Zusätzlich wur- den als Strom (21 ) 4 kg/h enthaltend hauptsächlich TEG in die K71 geleitet. Die K71 enthielt geordnete Packung entsprechend 6 theoretischen Trennstufen als Verstärkungsteil oberhalb vom Zulauf vom Strom (21 ), 14 theoretischen Trennstufen zwischen den Zuläufen von
Strom (21 ) (oben) und Strom (20) (unten) sowie 23 theoretischen Trennstufen als Abtriebsteil unterhalb der Zulaufstelle von Strom (20). Die Kopftemperatur betrug 109 °C, die Sumpftemperatur 188 °C und die Rücklaufmenge 0.93 kg/h. Über Kopf der K71 wurden als Strom (22) 0.31 kg/h MEG enthaltend 950 ppm DETA abgezogen (Gemisch H). Strom (22) aus dem Kopf der K71 , Strom (17) aus dem Kopf der K51 sowie frisches MEG als Ergänzung der aufgebrauchten Menge wurden vereinigt und als Strom (2) in die Stufe 1 zurückgeführt.
Über Sumpf der K71 wurden als Strom (23) 4.3 kg/h abgezogen, welcher DETA und TEG enthält (Gemisch I).
Stufe 4) TEG-Abtrennung
Der Sumpf der K71 wurde in einer Stufe 4 in eine Rektifikationskolonne K72 eingeleitet, wie in Figur 2 dargestellt. Die Kolonne K72 wurde bei einem Kopfdruck von 25 mbar betrieben. Die Kolonne K72 enthielt geordnete Packung entsprechend 6 theoretischen Trennstufen im Verstär- kungs- und 24 theoretischen Trennstufen im Abtriebsteil. Die Kopftemperatur betrug 105 °C, die Sumpftemperatur 190 °C, die Rücklaufmenge 1.4 kg/h. An der K72 wurden als Strom (23) 0.31 kg/h DETA enthaltend 101 ppm MEG und 2500 ppm anderer Hochsieder als Produkt abgezogen (Gemisch J)). Am Sumpf der K72 wurden 4 kg/h, enthaltend TEG, abgezogen (Gemisch K), welche als Strom (21 ) in die Kolonne K71 in Stufe d) zurückgeführt wurden. Außerdem wurden aus dem Sumpf der K72 10 g/h ausgeschleust, um eine Aufpegelung von inerten Hoch- siedern im TEG-Kreislauf zu vermeiden.
Beispiel 2:
In Beispiel 2 wird die Ammoniakabtrennung (Stufe 2) in mehreren Kolonnen durchgeführt, wie in Figur 3 dargestellt.
Der Austrag aus Stufe 1 ) (Strom (1 )) und Stufe 3 (Strom (2)) wird zusammen in eine Kolonne C210 geleitet, die bei 20 bar betrieben wird.
Die Anzahl der theoretischen Trennstufen beträgt 2. Bei einer Kopftemperatur von ca. 50°C wird ein gasförmiger Strom (Strom (4)) enthaltend Wasserstoff und Ammoniak einem ersten Kondensator zugeführt, in dem das gasförmige Gemisch von 50°C auf 45°C abgekühlt wird. Das gasförmige Gemisch aus dem ersten Kondensator (E213-1 ) wird in einen zweiten Kondensator (E213-2) geleitet (Strom (5)), in dem das gasförmige Gemisch auf 35°C abgekühlt wird. Die flüssigen Phasen, welche überwiegend aus Ammoniak bestehen, werden zusammengeführt und als Strom (6) in die Stufe 1 ) zurückgeführt.
Das Sumpfprodukt aus Kolonne C210 wird in eine weitere Kolonne C220 geleitet, welche 2 the- oretische Trennstufen aufweist und bei einem Druck von 20 bar betrieben wird. Am Kopf der Kolonne C220 wird bei einer Kopftemperatur von ca. 49°C ein Strom abgezogen, der überwiegend Ammoniak enthält, der bevorzugt in die Stufe 1 und/oder Stufe 3 zurückgeführt wird. Das Sumpfprodukt aus Kolonne C220 wird in eine weitere Kolonne C230 eingeleitet, die bei 4 bar betrieben wird und 5 theoretische Trennstufen aufweist. Am Kopf der Kolonne C230 wird bei einer Kopftemperatur von ca. 55°C ein Gemisch abgezogen, welches überwiegend Ammoniak und Methylamin enthält. Das Sumpfprodukt wird in die Stufe a) geleitet.
Die gasförmige Phase (Strom (7)) aus dem Kondensator E213-2 wird in eine Waschkolonne C240 geleitet, in der die gasförmige Phase mit Wasser (Strom (9)) im Gegenstrom in Kontakt gebracht wird. Das Waschwasser weist eine Temperatur vo 35°C auf. Das Waschwasser (Strom (9)) ist bevorzugt Wasser, welches in anderen Teilen des Verfahrens als Kühlwasser verwendet worden, beispielsweise zur Kühlung des Kondensators an der EDA-Abtrennung (Stu- fe 6). Am Kopf der Kolonne C240 wird eine gasförmige Phase abgezogen (Strom (8)), die überwiegend aus Wasserstoff besteht. Das Waschwasser (Strom (10)), welches mit Ammoniak angereichert ist, wird vom Sumpf der Kolonne C240 über einem Wärmetauscher E245 geleitet und dort auf ca. 140°C erwärmt und weiter in eine Kolonne C250 geleitet (Strom (9)). Die Kolonne C250 wird bei einem Druck von 20 bar und einer Sumpftemperatur von 217°C betrieben. Am Kopf der Kolonne C250 wird Ammoniak abgezogen (Strom (1 1 )), welches kondensiert und in die Kolonne C210 zurückgeführt wird. Das von Ammoniak weitestgehend befreite Waschwasser wird in über die Wärmetauscher E245 und E255 in die Kolonne C240 zurückgeführt (Strom (1 1 )). Im Wärmetauscher wird ein Teil der thermischen Energie des Stroms (12) zum Aufheizen des Stroms (10) aus Kolonne C240 genutzt.
Beispiel 3:
In Beispiel 3 wird die Ammoniakabtrennung in mehreren Kolonnen durchgeführt, wie in Figur 4 dargestellt.
Der Austrag aus Stufe 1 ) (Strom (1 )) und Stufe 3 (Strom (2)) wird zusammengeführt und in über ein Entspannungsventil in einen Flash-Behälter (V130) geleitet. De Flash-Behälter weist einen Druck von 50 bar auf. Die sich bei der Entspannung bildene gasförmige Phase (Strom (4)), welche Wasserstoff und Ammoniak enthält, wird über einen ersten Kondensator (E105) geleitet, wobei die Temperatur der Gasphase von 81 °C auf 72°C abgesenkt wird. Das sich bei der Ab- kühlung bildene Kondensat (Strom (5)), welches überwiegend aus Ammoniak besteht, wird abgezogen und bevorzugt in die Stufe 1 oder 3 zurückgeführt. Die gasförmige Phase aus dem Kondensator E105 wird über einen zweiten Kondensator E133 geleitet (Strom (6)), in dem die Temperatur des Gasstromes von 72°C auf 50°C gesenkt wird. Die sich bildenden Kondensate (Strom (5)) werden mit den flüssigen Kondensaten aus Kondensator E105 vereint und, wie zu- vor beschrieben, bevorzugt in die Stufe 1 und/oder Stufe 3 zurückgeführt. Die gasförmige Phase aus Kondensator E133 (Strom (7)) wird in Waschkolonne C240 mit MEG in Kontakt gebracht. In der Waschkolonne C240 wird MEG mit Ammoniak beladen. Das mit Ammoniak beladene MEG (Strom (10)) wird in Stufe 1 und/oder Stufe 3 zurückgeführt. In der Waschkolonne wird das MEG von ca. 46°C auf 91 °C erwärmt. Bevorzugt wird als Waschflüssigkeit MEG verwendet, welches- vor dem Einleiten in die Stufe 1 in die Waschkolonne C240 eingeleitet wird (Strom (1 1 )), so dass das MEG vor dem Einleiten in Stufe 1 vorgewärmt wird (Strom (10)). Die nicht absorbierte Gasphase aus der Waschkolonne C240, welche überwiegend Wasserstoff enthält (Strom (8)), wird in einem Kompressor C141 auf den in der Stufe 1 herrschenden Reaktionsdruck komprimiert und in die Stufe 1 zurückgeführt. Es ist bevorzugt einen geringen Strom (9) zu entnehmen, um das Aufpegeln von CO und Methan im zurückgeführten Wasserstoff zu vermeiden.
Die flüssige Phase aus Flash-Behälter V130 wird in eine mehrstufige Destillation überführt, in der bei 50 bar zunächst Ammoniak über Kopf abgetrennt wird und das Sumpfprodukt in eine zweite Kolonne geleitet wird, in der bei 4 bar über Kopf weiteres Ammoniak und Methylamin abgetrennt wird. Das Sumpfprodukt aus der zweiten Destillationskolonne wird in die Stufe a) (MEA-Abtrennung) geleitet.
Die in Beispiel 3 aufgeführte Verfahrensvariante hat gegenüber der Verfahrensvariante aus Bei- spiel 2 den Vorteil, dass als Waschflüssigkeit ein Edukt verwendet wird, welches ohne weitere Aufreinigung in die MEG-Umsetzung (Stufe 1 ) eingesetzt werden kann. Das Waschwasser aus Beispiel 2 muss hingegen in weiteren Verfahrensschritten aufgearbeitet werden. Weiterhin wurde überraschender weise gefunden, dass sich die Waschflüssigkeit MEG beim Inkontaktbrin- gen mit Ammoniak in Kolonne C240 erwärmt. So kann MEG vor dem Einleiten in die MEG- Umsetzung (Stufe 1 ) bereits aufgewärmt werden, so dass zum Erwärmen der Produkte in Stufe 1 weniger Energie benötigt wird.

Claims

Patentansprüche
Verfahren zur Herstellung von Ethylenaminen und/oder Alkanolaminen welches folgende Schritte umfasst:
1 ) Umsetzung von MEG mit Ammoniak in Gegenwart von Wasserstoff und eines Ami- nierungskatalysators;
2) Abtrennung von Wasserstoff und Ammoniak aus dem Reaktionsaustrag aus Stufe 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die Abtrennung von Wasserstoff und Ammoniak in Stufe 2 folgende Schritte umfasst:
2-1 ) Auftrennung des Reaktionsaustrags aus Stufe 1 in eine gasförmige Phase, welche Ammoniak und Wasserstoff enthält, und eine flüssige Phase, welche Ethylenamine und/oder Alkanolamine enthält,
2-2) Überleitung der gasförmigen Phase aus Stufe 2-1 ) über ein oder mehrere Kondensatoren, wobei eine oder mehrere flüssige Phase erhalten werden, in denen Ammoniak angereichert ist, und eine gasförmige Phase erhalten wird, in der Wasserstoff angereichert ist,
2-3) Inkontaktbringen der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2) mit MEG, so dass eine flüssige Phase, enthaltend MEG und Ammoniak, erhalten wird und eine gasförmige Phase, enthaltend Wasserstoff und optional Ammoniak, erhalten wird.
Verfahren nach Anspruch 1 , dadurch gekennzeichnet, dass das MEG vor dem Inkontaktbringen mit der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2) eine Temperatur im Bereich von 20 bis 80°C aufweist.
3. Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 2, dadurch gekennzeichnet, dass das MEG, welches in Stufe 2-3 verwendet wird einen Gehalt von Schwefel von weniger als 100 ppm enthält.
4. Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 3, dadurch gekennzeichnet, dass die flüssige Phase aus Stufe 2-3 in Stufe 1 ) geleitet wird.
5. Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 4, dadurch gekennzeichnet, dass die Stufe 2-1 bei einem Druck im Bereich von 20 bis 80 bar erfolgt.
6. Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die Stufe 2-2) aus einem Kondensator besteht.
7. Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 5, dadurch gekennzeichnet, dass die Stufe 2-2) aus zwei Kondensatoren besteht.
8. Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 7, dadurch gekennzeichnet, dass die ein oder mehreren Kondensatoren in Stufe 2-2) so ausgelegt sind, dass die Temperatur der gasförmigen Phase aus Stufe 2-2), die in Stufe 2.3) eingeleitet wird, im Bereich von 25 bis 75°C liegt.
Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 8, dadurch gekennzeichnet, dass die flüssigen Phasen aus Stufe 2-2) getrennt oder zusammen in die Stufe 1 ) zurückgeführt werden.
Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 9, dadurch gekennzeichnet, dass die gasförmige Phase aus Stufe 2-3) komprimiert wird und in die Stufe 1 ) zurückgeführt wird.
1 1 . Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 10, dadurch gekennzeichnet, dass die Stufe 1 ) bei einem Druck im Bereich von 50 bis 500 bar durchgeführt wird. 12. Verfahren nach mindestens einem der Ansprüche 1 bis 1 1 , dadurch gekennzeichnet, dass die Stufe 1 ) bei einer Temperatur im Bereich von 50 bis 350°C durchgeführt wird.
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Families Citing this family (4)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
JP7277455B2 (ja) * 2017-10-27 2023-05-19 ビーエーエスエフ ソシエタス・ヨーロピア Ｅｄａ含有混合物からのｎ－メチルエチレンジアミンの分離除去
CN114315613B (zh) * 2021-12-27 2024-03-19 江苏康恒化工有限公司 一种羟乙基乙二胺的合成工艺
WO2024002748A1 (en) 2022-06-29 2024-01-04 Basf Se Method for manufacture of ethyleneamines
WO2024002740A1 (en) 2022-06-29 2024-01-04 Basf Se Method for manufacture of ethyleneamines

Family Cites Families (32)

* Cited by examiner, † Cited by third party
Publication number Priority date Publication date Assignee Title
US2519803A (en) 1946-02-05 1950-08-22 Du Pont Preparation of ethylene diamines
US2861995A (en) 1956-04-27 1958-11-25 Dow Chemical Co Process for the conversion of ethanolamine
US3112318A (en) 1957-10-09 1963-11-26 Union Carbide Corp Method for producing piperazine
DE1154121B (de) 1959-08-03 1963-09-12 Rohm & Haas Verfahren zur Herstellung von AEthylendiamin
US3137730A (en) 1960-04-12 1964-06-16 Allied Chem Production of ethylenediamine
DE1172268B (de) 1962-02-21 1964-06-18 Basf Ag Verfahren zur Herstellung von Diaminen
US4123462A (en) 1976-01-07 1978-10-31 Union Carbide Corporation Amination process using nickel-rhenium catalysts
US4404405A (en) * 1981-09-30 1983-09-13 Union Carbide Corporation Process for the preparation of polyethylene polyamines
DE10349059A1 (de) * 2003-10-17 2005-05-19 Basf Ag Verfahren zur destillativen Auftrennung von Gemischen enthaltend Ethylenamine
CN1723887A (zh) 2005-07-20 2006-01-25 重庆福瑞制药有限公司 一种紫杉醇注射剂及其制备方法
RU2412931C2 (ru) 2006-02-14 2011-02-27 Басф Се Способ дистилляционного разделения смесей, содержащих моноэтиленгликоль и диэтилентриамин
CN101384541B (zh) * 2006-02-14 2012-06-13 巴斯夫欧洲公司 在催化剂存在下通过单乙二醇和氨的氢化胺化生产亚乙基胺和乙醇胺的方法
EP2029520B1 (de) * 2006-02-14 2013-07-31 Basf Se Verfahren zur herstellung von ethylenaminen und ethanolaminen aus monoethylenglykol (meg)
EP2061747B1 (de) 2006-07-14 2013-04-17 Basf Se Verfahren zur herstellung eines amins
RU2009104740A (ru) 2006-07-14 2010-08-27 Басф Се (De) Способ получения амина
KR20090122436A (ko) 2007-03-01 2009-11-30 바스프 에스이 에틸렌디아민의 제조 방법
JP5415287B2 (ja) 2007-03-01 2014-02-12 ビーエーエスエフ ソシエタス・ヨーロピア Ｅｄｄｎを経由するｔｅｔａの新規製法
US7880036B2 (en) 2007-03-01 2011-02-01 Basf Se Production method for ethyleneamine mixtures
WO2009008051A1 (ja) 2007-07-09 2009-01-15 Fujitsu Limited 利用者認証装置、利用者認証方法および利用者認証プログラム
JP2011506530A (ja) 2007-12-21 2011-03-03 ビーエーエスエフ ソシエタス・ヨーロピア アミンの製造方法
CN101910107B (zh) * 2008-01-03 2013-03-13 阿克佐诺贝尔股份有限公司 制备亚乙基胺的方法
ES2561362T3 (es) 2008-10-06 2016-02-25 Union Carbide Chemicals & Plastics Technology Llc Método de fabricación de etilenaminas
CN103588646B (zh) 2008-10-06 2016-04-13 陶氏环球技术有限责任公司 由环氧乙烷和氨制造乙醇胺类和1,2-亚乙基胺类的方法及相关方法
JP2013512874A (ja) 2009-12-02 2013-04-18 ビーエーエスエフ ソシエタス・ヨーロピア エチレンジアミン、ｎ−メチルエチレンジアミンおよび水を含有する混合物を蒸留する方法、およびそれによって得られた、僅かなｎ−メチルエチレンジアミン含量を有する、エチレンジアミンとｎ−メチルエチレンジアミンとの混合物
CN102190588A (zh) 2010-03-16 2011-09-21 张家港惠尔化学科技有限公司 乙二醇与氨制乙二胺的方法
CN102233272A (zh) 2010-04-22 2011-11-09 张家港惠尔化学科技有限公司 乙二醇氨化制乙二胺的催化剂及其制备方法
CN103945935B (zh) 2011-11-17 2016-10-19 巴斯夫欧洲公司 生产含Sn催化剂的方法
WO2014131620A1 (de) * 2013-02-28 2014-09-04 Basf Se Verfahren zur herstellung von eda unter verwendung von so2-freier blausäure
JP6377183B2 (ja) 2014-03-13 2018-08-22 ビーエーエスエフ ソシエタス・ヨーロピアＢａｓｆ Ｓｅ Ｅｄａを蒸留精製するための方法
CN106607060B (zh) 2015-10-26 2019-08-20 中国石油化工股份有限公司 催化剂及其制备方法和应用以及乙二醇临氢胺化制乙二胺的方法
EP3634935B1 (de) 2017-06-09 2022-03-09 Basf Se Verfahren zur herstellung von ethylenaminen
WO2018224315A1 (de) 2017-06-09 2018-12-13 Basf Se Verfahren zur herstellung von ethylenaminen

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